Transcript Integrering av etanolproduktion från sockerrörsocker

Integrering av etanolproduktion från
sockerrörsocker med etanol- och elproduktion
från cellulosadelen av sockerrör
Hampus Carlsson, Christian Jönsson, Jens Olesen och Sten Pettersson
5/31/2011
Bilagor ........................................................................................................................................................... 3
Sammanfattning............................................................................................................................................ 4
Introduktion .................................................................................................................................................. 5
Målsättning ................................................................................................................................................... 6
Tekniska och ekonomiska förutsättningar för studien ................................................................................. 7
Politiska aspekter av sockerrörsbaserad etanol i Brasilien ........................................................................... 8
Översiktlig processdesign............................................................................................................................ 12
Beskrivning av enhetsoperationer samt modellering i Aspen .................................................................... 15
Designspecifikationer.............................................................................................................................. 15
Första generationens fabrik .................................................................................................................... 16
Tillbyggnad vid integrering av andra generationens fabrik .................................................................... 18
SSF ........................................................................................................................................................... 18
Upparbetning av drank ........................................................................................................................... 18
Processalternativ......................................................................................................................................... 19
Design av CHP ......................................................................................................................................... 20
Resultat ....................................................................................................................................................... 21
Produktion och konsumption ................................................................................................................. 21
Procesströmmar...................................................................................................................................... 27
Ekonomisk utvärdering ............................................................................................................................... 30
Kostnad med avseende på Brasilien ....................................................................................................... 30
Investeringskostnad ................................................................................................................................ 31
Uppskattning av direkta apparatkostnader ............................................................................................ 31
Driftkostnader ......................................................................................................................................... 35
Rörliga kostnader .................................................................................................................................... 36
Direkta rörliga kostnader ........................................................................................................................ 36
Indirekta rörliga kostnader ..................................................................................................................... 38
Produktionskostnad ................................................................................................................................ 38
Investeringskalkyl .................................................................................................................................... 39
Känslighetsanalys ........................................................................................................................................ 41
Diskussion ................................................................................................................................................... 45
Slutsats ........................................................................................................................................................ 47
Källförteckning ............................................................................................................................................ 48
Bilagor
Bilaga 1 – Reaktionsformler
Bilaga 2 – Komponenter
Bilaga 3 – Processchema CHP1
Bilaga 4 – Processchema CHP2
Bilaga 5 – Processchema CHP3
Bilaga 6 – Processchema Destillation
Bilaga 7 – Processchema Förbehandling
Bilaga 8 – Processchema Indunstning
Bilaga 9 – Processchema Fermentering
Bilaga 10 – Processchema SSF
Bilaga 11 – Processchema Ångtork
Bilaga 12– Designspecifikationer
Bilaga 13 – Beräkning av personalkostnad
Bilaga 14 – Beräkning av anläggningskostnad
Bilaga 15 – Drift- och produktionskostnad
Sammanfattning
Tekniska och ekonomiska utvärderingar har gjorts av integrering av cellulosabaserad etanol från bagass i
en befintlig sockerbaserad etanolfabrik baserad på sockerrör. Två processmodeller utöver
förstagenerationsmodellen har jämförts, en där pentoser fermenteras och en där pentoser rötas till
biogas. I båda modellerna rötas allt överblivet rötbart material till biogas. Allt fast material torkas och
används som bränsle i kraftverket tillsammans med producerad biogas. Det har även utvärderats hur
elproduktion från blast påverkar tekniskt och ekonomiskt, samt hur elproduktionen påverkas av olika
design av kraftverk.
Resultaten visar att etanolproduktionen ökar från 124 000 ton etanol per år till 200 000 när produktion
ifrån bagass integreras, och till 224 000 om även fermentering av pentoser görs. Elproduktionen minskar
från 434 GWh/år i det befintliga kraftverket, till 360 respektive 320 GWh/år när integrering har gjorts
och kraftverket byggts ut. Dessa siffror gäller när blasten används som bränsle. De ekonomiska
resultaten visade dock att förbränning av blast inte är lönsamt i den befintliga fabrikens kraftverk.
Grundinvesteringen för integreringen landade på 2507 miljoner kr men betalar inte av sig i nuläget
eftersom produktionskostnaden blir för hög. En investering blir inte lönsam så länge försäljningspriset av
etanol inte ökar markant från dagens nivå, eller väsentliga subventioneringar införs.
Produktionskostnaden för den cellulosabaserade etanolen uppgår till 3,87 kr/liter om pentosjäsning kan
tillämpas och den blandade socker- och cellulosabaserade etanolen till 2,68 kr/liter.
4
Introduktion
Ett allt dyrare oljepris, minskade oljetillgångar och övergången till ett grönt samhälle med förnyelsebar
energi har haft stor inverkan på efterfrågan av etanol som drivmedel. Etanol produceras huvudsakligen
från majs och sockerrör. Dagens etanolproduktion från sockerrör sker uteslutande i första generationens
processer där endast den extraherade sockerjuicen från sockerrören används. I andra generationens
etanolprocesser med sockerrör försöker man integrera lignocellulosan från bladen och topparna, kallad
blast, och det material som finns kvar efter juicen pressats ut från sockerröret, kallad bagass, i den redan
existerande etanolproduktionen.
Sammansättningen av ett sockerrör varierar kraftigt beroende på klimat, geografi, geologi, genetik och
när skörden sker. Till exempel så innehåller ett sockerrör från Louisiana, USA, vid en skörd 8 % sackaros
och vid en annan skörd 15 %1. Sockersaften pressas ut först i processen. Den utgör ungefär 80 % av
växtens totala massa1 och innehåller ungefär 15-20 % sackaros och resten vatten. Bagassen är
återstoden av växten efter att sockersaften pressats ur och blasten tagits av.
När sockerrör odlas med avsikten att endast utvinna sackaros utgör blasten dödmaterial som gör skörd,
transport och process dyrare. Det har därför varit vanligt att bränna blasten direkt på fältet under skörd,
blasten utgör ungefär 20 % av sockerrörets massa1. Totalt odlas nästan 1700 miljoner ton sockerrör2 om
året i världen vilket innebär att nästan 340 miljoner ton blast eldas upp ute på fälten utan att användas.
Bagassen bränns i nuvarande processer för att bidra med energi till sockerfabrikerna samt för att
producera elektricitet. I sockerfabrikerna används konventionella CHP-cykler för att möta verkets behov
av energi. I andra generationens fabrik då bagassen används för att producera etanol kan biprodukter
från den processen, till exempel pentoser och lignin, användas för energiproduktion vilket leder till att
etanolproduktionen kan ökas och energibehovet fortfarande tillgodoses. I och med detta förväntas
processens effektivitet bli högre och mer miljövänlig, mycket tack vare att förbränningen av blast ute på
fälten upphör.
Var sockerrör kan odlas är klimatberoende. Sockerrören är C-4 växter och har lägre fotorespiration vilket
gör dem känsliga för kyla. Detta gör att odlingen är centrerad kring områden med varmt klimat. Dagens
marknad för etanol producerad från sockerrör domineras uteslutande av Brasilien som har ideala
förhållanden för odling i centrala och sydöstra Brasilien, speciellt kring Sao Paulo-regionen. Indien
producerar ungefär hälften så mycket etanol som Brasilien och Kina ungefär en fjärdedel. Att Brasilien
fått en världsledande position på etanolmarknaden beror inte endast på klimatet utan också på politiska
initiativ och subventioner för etanolindustrin ända sedan tidigt 1930-tal. Andra länder med bra klimat,
främst lokaliserade i Afrika, är i princip oexploaterade och är en möjlig marknad för etanolproduktion.
USA har också lämpliga förhållanden i sydstaterna som Arizona, Florida och New Mexico men än så
länge är majsbaserad etanolproduktion överlägset störst där. Marknadspriserna för sockerrör och etanol
skiljer sig från land till land på grund av olika regleringar och skatter.
5
Bagass- och blastbaserad etanolproduktion har länge inte varit något alternativ då förbehandling
kombinerad med den enzymteknologi som krävs inte varit ekonomiskt och tekniskt hållbart.
Förbehandling behövs för att kunna hydrolysera cellulosa och bryta ner den till monosackarider. Det
finns flera olika förbehandlingstekniker för växtmaterial. Vilken teknik som kan användas beror på vad
som finns tillgängligt i fabriken till exempel koldioxid, svaveldioxid, organiska lösningsmedel eller
mikroorganismer samt vilka tryck och temperaturer som kan uppnås. Det har gjorts framsteg inom
förbehandling av bagass och blast under senare år tack vare att efterfrågan på förnyelsebara bränslen
som etanol ökat tack vare politiska initiativ och det osäkra oljepriset. Många länder som till exempel
Sverige och USA är helt beroende av oljeimport för att den inhemska transportmarknaden ska fungera.
USA, världens största importör av olja, har goda klimatförhållanden för att kunna producera etanol från
sockerrör och på egen hand minska oljeberoendet. Forskning visar att etanol producerad från sockerrör i
andra generationens fabrik ger 9,3 enheter förnyelsebar energi per enhet fossilt bränsle som krävs för
produktion4.
Målsättning
Målsättningen med detta projekt var att genomföra en projektering för integrering av produktion av
etanol från bagass och blast i en sockerbaserad anläggning. Anläggningen skulle ha kapacitet att
producera 200 000 ton etanol per år. I kombination med etanolproduktionen skulle ett kraftvärmeverk
som använder lignin och andra fasta rester finnas. Eventuellt skulle biogas från processen framställas för
att producera ånga och el. En studie hur etanol-, biogas- och elproduktionen kan optimeras gjordes med
avseende på energieffektivitet och kostnad. Integreringen av den nya processen skulle kunna gå att
genomföra i den existerande fabriken. En ekonomisk analys som värderar projektet och en investeringsoch driftskostnadskalkyl för referensfabriken och den nya integreringen gjordes. De kritiska
processparametrarna analyserades för att avgöra deras känslighet för processen.
6
Tekniska och ekonomiska förutsättningar för studien
Den grundläggande förutsättningen för denna tekniska och ekonomiska studie är att en andra
generations etanolproduktion ska integreras i en befintlig förstagenerationsanläggning. Andra
generationsdelen utvinner etanol ur bagass. Efter integreringen ska fabriken klara av en årlig produktion
av etanol som uppgår till minst 200 000 ton. Det förutsätts att anläggningen ska vara placerad i Brasilien.
Den befintliga anläggningen utvinner etanol endast från sockersaft och genererar elektricitet genom att
bränna bagass och blast i en CHP. Detta betyder att samtliga modeller, även den befintliga anläggningen,
köper in lika mycket sockerrör och blast.
Studien har jämfört två fall av integrering, ett fall där pentoser rötas till biogas (modell 1), och ett fall där
pentoser jäses till etanol (modell 2). I båda fallen sker dock rötning av lösta organiska ämnen som
hexosaner, pentosaner, pentoser med mera. Omvandlingsfaktorerna från pentoser till etanol, respektive
COD (chemical oxygen demand) till metan har satts till ”rimliga” uppskattade industriella värden.
Det har förutsatts att pentoser kan omvandlas till etanol med en faktor av 70 %. Det vill säga att i
reaktionerna där pentoser jäses till etanol omsätts 70 % av pentoserna till etanol. Faktorn mellan
förbrukad COD till metan har satts till 0,1195 kg/kg. Mer om detta finns i respektive avsnitt i
processbeskrivningen.
Vad gäller tekniska förutsättningar i de enhetsoperationer som körs gemensamt med både den
sockerbaserade och bagassbaserade produktionen gäller att destillationsanläggningen kan användas i
befintligt skick, se mer om detta i processbeskrivning samt diskussion. Det kombinerade kraft- och
värmeverket förutsätts i den befintliga fabriken bestå av en bagasseldad ångpanna med två ångturbiner.
Utrustningen i kraft- och värmeverket antas kunna fungera även efter att integrering har gjorts. Mer om
dessa antaganden finns i processbeskrivningen.
När tekniska jämförelser mellan den sockerbaserade och den kombinerade anläggningen görs, avses
alltid skillnaden mellan före och efter integrering av den bagassbaserade produktionen.
Den tänkta existerande anläggningens investering förutsätts vara under avbetalning. Detta betyder att
kapitalkostnader finns även för den sockerbaserade etanolen. För att kunna göra en uppskattning av hur
stora kapitalkostnaderna och underhållningskostnaderna är, måste en anläggningskostnad vara angiven.
Det har antagits att denna uppgår till 140 miljoner USD i detta fall, att annuiteten är 0,1168 (med
kalkylräntan 8% och ekonomiska livslängden 15 år) och att underhållskostnaden uppgår till 10 % av
anläggningskostnaden6. De ekonomiska resultaten avser produktionskostnad för den bagassbaserade
etanolen inräknat kapitalkostnader för utbyggnaden. Dessa resultat fås genom att först räkna ut
produktionskostnaden för den sockerbaserade etanolen respektive den blandade socker- och
cellulosabaserade. Produktionskostnaden för enbart den cellulosabaserade etanolen blir då skillnaden
mellan dessa två kostnader.
7
Investeringskostnaderna för utbyggnaden baseras på offerter, prisförslag,
kostnadsupskattningsprogrammet Aspen Process Economic Analyzer med mera och har varit angivna i
såväl dollar, euro samt svenska kronor. Alla dessa har räknats om till svenska kronor med 2011 års
värde. Kapitalkostnaderna är framtagna för den svenska marknaden och har inte omvandlats till den
brasilianska eftersom detta är mycket svårt att genomföra. Det har dock antagits att kostnaderna hade
varit lägre i Brasilien, men att detta vägs upp av att t.ex. vissa mindre enhetsoperationer inte tagits med.
Apparatkostnaderna antas vara samma oberoende om pentoser väljs att rötas eller jäsas även fast vissa
flöden och andra förutsättningar förändras. Driftskostnaderna är baserade på brasilianska siffror, så som
löner, elpriser och så vidare. Kapitalkostnaderna som är inräknade i produktionskostnaderna är
baserade på en kalkylränta på 8% och en ekonomisk livslängd på 15 år 6. Anläggningen antas vara i drift
8000 timmar per år och driftpersonalen jobbar 3-skift.
Slutligen räknas processen hela tiden som ”skenbart kontinuerlig” eftersom jäsning och hydrolys
reaktionstekniskt sker satsvis men flera satser körs parallellt med fasförskjutning.
Politiska aspekter av sockerrörsbaserad etanol i Brasilien
Brasilien är världens största producent av etanol från sockerrör. Redan 1975 som ett svar på oljekrisen
valde staten att bilda the National Brazilian Alocohol Program (Proocol) för att minska oljeberoendet7.
Regeringen erbjöd lån med låg ränta och subventionerade byggandet av destilleringsanläggningar som
tillhörde verk som gjorde etanol av sockerrör. En lagstiftning bestämde också att bensinmackar var
tvungna att tillåta etanolinblandad bensin till bilar dygnet runt medan bensin fri från etanol inte fick
säljas på helger. Regleringarna styrdes genom det statligt ägda oljebolaget Petrobas.
Det statliga monopolet fortsatte under en längre tid till 1998 då det bröts. Det ledde till att den statliga
prissättningen på etanol avslutades och att marknadspriser började råda. Även subventioner minskades.
Den årliga produktionen av etanol och socker har konstant ökat i Brasilien vilket kan ses i figur 1. År 2010
producerades 26,2 miljarder liter etanol i Brasilien. Sockerrörsbaserad etanol står för 17,6 % av
transportsektorns energiförbrukning, bensin för 23,3 % och diesel för 49,2 %8. Rena bensinbilar säljs inte
längre i Brasilien. Årlig produktion och reaktionen från avregleringen 1998 kan ses i figur 1. När
monopolet bröts 1998 och subventionerna minskade följde en period av minskad produktion men när
fler aktörer sedan etablerat sig och efterfrågan på etanol vuxit har etanolproduktionen ökat.
8
Etanolproduktion i Mkbm
30
25
20
15
10
5
0
År
Total produktion
Figur 1 – Produktion av ren etanol den totala produktionen per år
9
Det råder fortfarande en del regleringar. Regeringen bestämmer varje år hur stor andel etanol som
måste ingå i bensin vilket i dagsläget är 20-25 %10. I och med detta har olika lobbygrupper uppstått.
Sockerindustrins lobbygrupp vill konstant öka denna siffra medan bilindustrin motsäger sig en
förändring på grund av tekniska implikationer i motorerna. Lobbygrupperna påverkar i stor grad
etanolindustrin i Brasilien.
När det kommer till skatter har det sedan 1998 funnits en tariff som är 20 % på importerat socker och 30
% på importerad etanol. Detta är för att säkerställa att brasilianska socker- och etanoltillverkare erhåller
ett mer gynnsamt pris för deras varor än import från länder med lägre löner och kostnader vid
tillverkning.
Som världens andra största etanolproducenter har Brasilien stor inverkan på de internationella
marknaderna. 2007 exporterade Brasilien 3533 miljoner liter etanol vilket motsvarar ungefär 20 % av
den totala inhemska produktionen11. USA och Europa är de överlägset största importörerna. Exporten
kan skilja stort från år till år beroende på efterfrågan på den inhemska marknaden. Figur 3 visar hur
mycket Brasilien exporterade 2005, 2006 och 2007 till vissa utvalda länder/regioner. I figur 2 visas hur
världsproduktionen av etanol är uppdelad. Brasilien står för nästan 30 % av all etanolproduktion.
9
Indonesien
Italien
0,4%
0,3%
Kanada
1,7%
Tyskland
2,3%
Spanien
1,1% Frankrike
1,7%
Överiga
delar av
världen
14,8%
USA
39,7%
Kina
6,0%
Indien
3,0%
Brasilien
29,0%
Figur 2 – Fördelning av världsproduktionen av etanol 2010
12
2000
1800
1600
Miljoner liter
1400
1200
2007
1000
2006
800
2005
600
400
200
0
USA
Europa
Japan
Sverige
Figur 3 – Export av brasiliansk sockerrörsbaserad etanol 2005, 2006 och 2007 till USA, Sverige, Japan och Europa
13
10
Över 80 % av all etanol som produceras i Brasilien produceras i Sao Paulo-regionen där klimatet är idealt
för sockerrörsodling. Ungefär 20 % produceras i nordost. Nordostregionen exporterar en mycket större
procentuell andel av etanol än Sao Paulo-regionen. I figur 4 visas sockerrörsodlingen i Brasilien, ett rött
område kännetecknar odling. Effektiviteten per hektar har ökat konstant sedan etanol började
produceras från sockerrör. Sedan 1975 har man kunnat utvinna 3,77 % mer etanol/hektar per år tack
vare tekniska framsteg14.
Figur 4 – Var odling av sockerrör sker i Brasilien
15
Ingen sockerrörsodling sker på bekostnad av Amazonas utan odlingen sker i andra regioner där klimatet
är mer idealt. Sockerrörsodling är förbjuden i Amazonskogen och andra viktiga miljöområden16. Etanol
producerad från sockerrör i Brasilien har lägst utsläpp av koldioxid av alla biobränslen som används i
världen enligt det engelska transportdepartementet vilket gör det till ett politiskt önskat drivmedel.
Priset på etanol I Brasilien beror på många olika faktorer till exempel hur gynnsamma skördarna är,
världsekonomin och statliga beslut. Etanolföretagen är dock ense om att produktionen av etanol är
lönsam och konkurrenskraftig i Brasilien så länge priset på olja är över 30 USD per fat. Etanolpriset
varierar stort beroende på region i Brasilien och tiden på året. Etanolen är billigast i Sao Paulo där
majoriteten av etanolproduktionen sker. I tabell 1 visas medelpriserna för E100 och E25 under 2008 i
Brasiliens största regioner. Priserna visas som ren etanol respektive utspädd bensin med 25 % etanol. En
real motsvarar ungefär 4 SEK (i beräkningar har 1 real=4,12 SEK använts).
11
Tabell 1 – Medelpriset av etanol och etanolinblandad bensin i Brasiliens mest befolkningstäta regioner under 2008
E100 (R $/liter)
17
E25 (R $/liter)
Sao Paulo
1,306
2,398
Brasilia
1,884
2,586
Rio de Janiero
1,676
2,531
Översiktlig processdesign
Den översiktliga processdesignen presenteras kortfattat i nedanstående text samt i figur 5. Processen
inleds med att sockerrör anländer till en press som pressar ur sockerjuicen ifrån sockerrören.
Sockersaften indunstas för att koncentrera sockerinnehållet något. Den indunstade sockerlösningen går
sedan till fermentering där resultatet blir en mäsk innehållande etanol. Mäsken destilleras till 93
viktsprocent för att sedan absoluteras med hjälp av adsorption. Denna process utgör första
generationsprocessen, eller den sockerbaserade processen.
Den fraktion ifrån pressen som inte är sockerjuice kallas bagass och består av cellulosan och
hemicellulosan, samt lignin i sockerröret. Bagassen mals efter pressning för att få den i finare form och
skickas sedan till förbehandling. Förbehandlingen består av en matarskruv där svaveldioxid impregnerar
bagassen som sedan genomgår en så kallad ångexplosion i en annan reaktor. Den förbehandlade
bagassen är nu redo för hydrolys och därmed omvandla cellulosan och hemicellulosan till
monosackarider. Hydrolys och fermentering av de bildade monosackariderna görs simultant i reaktorer
och detta resulterar i hydrolysat som innehåller etanol. Hydrolysatet skickas gemensamt med mäsken till
destillation för gemensam upparbetning.
Vid destillationen fås från bottenuttagen drank som innehåller fast och löst organiskt material. Detta
skickas till en filterpress för att separera den vattenlösta och den fasta fraktionen. Den senare torkas
tillsammans med ingående blast för att bli bränsle i ett kraft-/värmeverk. Den vattenlösta fraktionen går
till en rötningsanläggning för att omvandlas till biogas.
Integreringen av cellulosabaserad etanolframställning i en befintlig anläggning fordrar en stor mängd
nya processteg. De processteg som behöver införskaffas nytt illustreras i figur 5 och utgörs i stora drag
av förbehandlingsreaktor, SSF-reaktorer, ångtork, rötningsreaktorer samt en tillbyggnad i
kraft/värmeverket i form av en gasturbin.
12
I en del av processtegen antas alltså att den befintliga processutrustningen kan användas även efter att
integrering av andra generations framställning har gjorts. Till detta hör framförallt destillation och till
viss del CHP (combined heat and power plant). För att destillationsanläggningen ska klara av
integreringen fordras några optimistiska antaganden att anläggningen klarar av:



Det tillkommande flödet.
Den ändrade koncentrationen av etanol in.
Den tillkommande fasta partiklarna.
När integreringen av andra generations etanolframställning är genomförd ändras betingelserna i
kraft/värmeverket. Den befintliga anläggningen antas bestå av en bagasseldad ångpanna med två
tillhörande ångturbiner. En turbin som expanderar från 60 till 20 bar, samt en turbin som expanderar
från 20 till 2,5 bar. Det nya kraft/värmeverket bränner ett ligninbaserat fast bränsle tillsammans med
biogas. För att maximera elproduktionen installeras en gasturbin innan ångpannan. Komplikationerna
med detta är att brännaren till gasturbinen måste klara av bränslet vilket inte är konventionellt
beprövat. Turbinen måste klara av rökgaserna från detta bränsle. I övrigt antas det att de befintliga
turbinerna klarar av de nya betingelserna vilket är ett rimligt antagande eftersom effekten blir lägre i
dessa efter installation av gasturbin. Även ångpannan antas fungera efter integreringen.
I Aspen har huvudsakligen tre modeller studerats vilka ligger till grund för alla tekniska och ekonomiska
utvärderingar. En grundmodell som simulerar en förstagenerationsfabrik som använder bagass och blast
som bränsle i det befintliga kraftverket. De två andra modellerna avser integrerad produktion från
bagass till etanol samt biogas. Resterande fasta material används som bränsle i det utbyggda kraftverket
efter att ha torkats. En av modellerna utnyttjar pentosjäsning medan den andra inte gör det.
13
Sockerrör
Press
Saft
Indunstning
Koncentrat Fermentering
Mäsk
Destillation
Bagass
93 % EtOH
Dehydrering
Ren EtOH
Hydrolysat
Malning
Förbehandling
SSF
Drank
Filterpress
Tillbyggnad för
integrering av andra
generationen
Befintlig
förstagenerationsanläggning
Vattenlöst
Rötning
Biogas
Fast material
Blast
Torkning
Bränsle
CHP
Ånga och el
Figur 5 – Översiktligt processchema över första- och andragenerations process.
14
Beskrivning av enhetsoperationer samt modellering i Aspen
Simuleringen av processalternativen gjordes i flowsheeting-programmet Aspen Plus. I följande
avsnitt förklaras översiktligt hur modellen gjordes utifrån kemiska komponenter, jämviktsmetoder,
förenklingar, designspecifikationer med mera.
En stor andel av de kemiska komponenter som används finns inte ursprungligen i Aspen Plus. Därför
har en databas tillhandahållen av institutionen för kemiteknik vid LTH använts vid modelleringen. De
komponenter som ingår i processen, samt om dess innehåll i råvarorna, går att se i bilaga 2.
Till dessa tillkommer även luftgaser och NOx. Alla hexoser har samma kemiska egenskaper som
glukos, pentoser som xylos i Aspen. På samma sätt är alla hexosaner modellerade som cellulosa och
pentosaner som xylan. Anledning att de specifika sockerarterna finns med är för att omsättningarna i
respektive reaktion ska bli rätt.
Genomgående har jämviktsmetoden NRTL-HOC (non-random two-liquid-Hayden–O’Connell) använts,
vilken är en aktivitetsfaktormodell, då den har använts i institutionens tidigare modelleringar av
cellulosabaserad etanolframställning.
Designspecifikationer
Designspecifikationer används för att få de förhållanden som ger önskat resultat i processen genom
att reglera parametrar som i verkligheten är möjliga att styra, samt sådana som i verkligheten inte
behöver regleras fysiskt.
En sammanfattning av designspecifikationerna går att se i bilaga 12 och gäller för modellen med
pentosrötning.
15
Första generationens fabrik
Malning/pressning
Sockerrören (tvättade) kommer först in till en press för att sockerjuicen ska pressas ut, resterande
fraktion är bagassen som i en första generations fabrik går till kraft/värmeverket för förbränning.
Indunstare
När sockersaften kommer in i första generationsprocessen innehåller den ungefär 13 wt % sackaros1.
För att öka koncentrationen används en serie indunstare med kondensatflash. Genom att använda
kondensatflash ökas mängden ånga i nästkommande indunstarsteg och på så sätt också
energieffektiviteten. Processens utformades för att ta till vara på spillvärmet och minska mängden
färskånga.
I Aspen finns inga färdiga indunstarmodeller, därför byggs varje indunstareffekt som en värmeväxlare
och en flashtank. Detta upprepas så många gånger som antalet effekter i anläggningen. Två
designspecifikationer användes, där den ena ställde krav på slutkoncentrationen av sackaros till 20
vikt%, detta syrdes av mängden färskånga till första effekten. Resultatet blev en förbrukning av
ungefär 40 ton/h 2,5 bars ånga motsvarande en effekt på 23 MW. Den andra designspecifikationen
ställde utgående temperatur. Temperaturen justerades genom att ändra på trycket i en pump som
var placerad i början av processen vilket talar om vilket tryck som första effekten får, resultatet blev
1,3 bar. De antaganden som gjordes var att ingen avluftning gjordes och att Aspens egna
standardvärden på värmegenomgångstal användes (850
). Två processalternativ utformades
den ena utnyttjade 3-steg indunstning och den andra en 5 stegs-indunstning. I 5-stegsalternativet var
förbrukningen av ånga 25 ton/h och en effekt av cirka 15 MW. Se bilaga 8 för en schematisk bild över
indunstningsstegen.
Fermentering
Fermenteringen görs i verkligheten i flera satsreaktorer där sackaros omvandlas till etanol och
koldioxid. I Aspen utgörs detta av en enkel Rstoic-reaktor där en förenklad bild av fermenteringen
görs. Det antas att endast en reaktion äger rum, nämligen huvudreaktionen:
där omvandlingsfaktorn sattes till 0,85. Se bilaga 1 för reaktioner och
omvandlingsfaktorer.
Mäsken som kommer ut från fermenteringen håller 10,9 wt % etanol efter 8 timmars uppehållstid i
2500 m3 tankar.
Processchemat för fermenteringssteget i Aspen visas i bilaga 9.
16
Destillation
Mäsken ifrån fermenteringen koncentreras i en destillationsanläggning som består av två
stripperkolonner och en förstärkarkolonn. Feeden värmeväxlas först med utgående drank ifrån
stripperkolonnerna, temperaturen stiger då ifrån 37 till cirka 90 , effekten i denna värmeväxlare
uppgår till 30 MW. Feeden delas sedan för att gå till en högtrycksstripper och en lågtrycksstripper
som arbetar vid 3 respektive 1 bar. Splitförhållandet sätts så att ångan ifrån högtrycksstrippern kan
driva återkokaren i lågtrycksstrippern. Detta uppfylls när 49 % av feeden går till högtrycksstrippern. I
Aspen görs detta med en designspecifikation så att effekten i en fiktiv kondensor efter
högtrycksstrippern är den samma som återkokaren i lågtrycksstrippern. Ångan ifrån
lågtrycksstrippern driver sedan på samma sätt återkokaren i förstärkaren. I destillationskolonnerna
utnyttjas kolonnernas individuella designspecifikationer för att få önskad koncentration på
slutdestillatet, samt för att få en etanolförlust som ej överstiger önskat gränsvärde. Kraven som
ställdes var att slutkoncentrationen skulle uppgå till 93 wt %, och att massförlusten av etanol skulle
vara <0,5 % i varje kolonn. Variablerna som reglerades var uppkokningsförhållande (förhållandet
mellan uppkokningsflödet och bottenuttaget) i samtliga kolonner och även yttre
återflödesförhållandet i förstärkaren. Dessa gäller så klart bara vid aktuellt antal bottnar i respektive
kolonn. I stripperkolonnerna används 30 ideala bottnar och i förstärkaren 60 dito, resultaten visas i
tabell 2.
Ett processchema över destillationen finns i bilaga 6.
Tabell 2 - Resulterade värden för uppkokningsförhållande och yttre återflödesförhållande
Stripper
Förstärkare
Boil-up ratio
0,15
0,6
Reflux-ratio
-
1,3
Behovet av 20 bars färskånga till högtrycksstrippern är 31 ton/h vilket motsvaras av en effekt på 16,3
MW. Feeden till högtrycksstrippern förvärms, och även här används 20-barsånga eftersom
temperaturen måste upp över 2,5 bars ångans mättnadstemperatur. Behovet av färskånga är i
förvärmaren 12 ton/h eller 6,5 MW.
Dehydrering
Dehydreringen görs för att separara den sista andelen vatten som finns kvar efter destillation och
görs med adsorption. Det har inte simulerats i Aspen.
CHP
Kraft/värmeverket i första generations fabriken består av en ångpanna i vilken bagass och blast
förbränns för att bilda 60 bars ånga vid 460 oC. Ångan expanderar i två ångturbiner till 20 respektive
2,5 bar för att producera elektricitet. Mellan turbinerna tappas 20-bars ånga av till processer som
kräver detta som värmemedia.
17
Tillbyggnad vid integrering av andra generationens fabrik
Förbehandling
För att hydrolysera och fermentera bagassen krävs en förbehandling vilket enkelt uttryckt öppnar
upp fibrerna så att hydrolys kan ske. Förbehandlingen görs med ångexplosion med 20 bars mättad
ånga med hjälp av svaveldioxid som impregneringsmedel. Mer ingående hur förbehandlingen sker
finns i bilaga 7, Bagassen håller här 45 % torrsubstans varför den måste föras in i
förbehandlingsreaktorn med en matarskruv eftersom bagassen är mycket svårarbetad vid detta
tillstånd. I reaktorn sker ångexplosion och impregnering med SO2 i två steg, där mängden SO2 som
krävs är 2 % av torrmängd bagass (kg/kg).
I Aspenmodellen förvärms först bagassen med restvärme och sedan med hjälp av 20 bars färskånga
tills den når temperaturen 200 vilket fordrar 22,6 ton/h Sluttemperaturen är satt som
designspecifikation och styrs av mängden färskånga som skickas in. Därefter sker förbehandlingen i
en Rstoic-reaktor där en stor del av pentosanerna och en liten del av hexosanerna hydrolyseras. Efter
reaktorn reduceras trycket tillbaka till 1 bar med hjälp av flashkärl i tre steg. Proceduren görs i flera
steg eftersom en direkt flashning från 20 till 1 bar hade fordrat extrem mekanisk hållbarhet.
Flashångan som bildas används till att förvärma bagassen innan ångexplosionen. Slutligen kyls den
förbehandlade bagassen ner till 37 innan den skickas in till SSF-reaktorn. Den förbehandlade
bagassen håller nu 53 % torrsubstans, (jmf 45 % i feed) då vatten har flashats av.
SSF
Den förbehandlade bagassen späds med renvatten från ca 53 % till 15 % torrsubstans, för att bli
möjlig att röra om varefter den skickas in till SSF-reaktorerna. Här sker hydrolys och fermentering
samtidigt vid 37 och slutprodukten mäsk som håller strax över 3 wt % etanol. Bagassmäsken
blandas med mäsken från första generationsfabriken för att samdestilleras. Se bilaga 10 för en bild av
SSF-steget i Aspen.
I Aspenmodellen har de sekvensiella hydrolys- och fermenteringsreaktionerna gjorts i två separata
kärl av modelleringstekniska skäl.
Upparbetning av drank
I destillationen fås bottenuttag från respektive kolonn. I stripperkolonnerna innehåller bottenuttagen
(dranken) fasta material så som jäst, lignin och polysackarider samt lösta organiska ämnen som
monosackarider, HMF, furfural m.m. I förstärkarens bottenuttag återfinns mestadels vatten, ättiksyra
och en liten andel etanol. I Aspenmodellen har dock en del biprodukter ignorerats för att förenkla.
Bottenuttaget ifrån stripperkolonnerna är därför mest intressant för upparbetning och skickas först
till en filterpress. Här separeras vattenlöst fraktion från fast fraktion. Den fasta fraktionen som främst
innehåller lignin och polysackarider skickas till en tork innan det kan användas som bränsle i
kraftvärmeverket, medan den vattenlösta skickas till rötningsanläggningen.
Torken som används är en ångork som använder överhettad 2,5 bars ånga som torkmedium.
Produkterna blir ett torrt bränsle samt mättad 2,5 bars ånga som kan användas i andra
enhetsoperationer som till exempel destillation och indunstning. Till torken anländer den fasta
fraktionen från filterpressen som håller 40 % ts samt blasten från sockerrören som håller 25 %
torrhalt. Från torken kommer det resulterade bränslet med 80 % torrsubstans som ska användas i
pannan.
18
Rötningen görs utan att först indunsta den vattenlösta fraktionen eftersom den anses hålla tillräckligt
hög koncentration rötbart material (ca 3 wt % beroende på processmodell). I rötningsreaktorn bildas
koldioxid, vatten och metangas av bakterier. I Aspenmodellen passerar det rötningsbara materialet
en reaktor varvid det tillsammans med syre bildar stökiometrisk mängd koldioxid och vatten. Den
mängd metangas som bildas vid rötningen beräknas empiriskt med hjälp av förbrukad mängd COD
(Chemical Oxygen Demand). Faktorn mellan COD till metan har satts till 0,119 (kg/kg) baserat på
interna försök på institutionen för kemiteknik på LTH. I verkligheten sker rötningen i flera steg med
hjälp av bakterier som omvandlar det organiska materialet till acetat och sedan till metangas.
CHP
Den bildade metangasen kan skickas till kraftvärmeverket där den förbränns tillsammans med det
fasta bränslet ifrån torken. Luft och metangas komprimeras först i en kompressor från 1 till 10 bar
varefter det kommer in i en brännkammare där förbränning sker av fast och gasformigt bränsle. De
varma rökgaserna splittas där en del skickas igenom en gasturbin där de får expandera tillbaka till 1
bar. Resterande mängd rökgas från brännkammaren, tillsammans med de expanderade rökgaserna
från gasturbinen, används som värmemedium i en ångpanna. Bildad ånga är av tillståndet 60 bar och
460 som får expandera genom två ångturbiner, från 60 till 20 respektive 20 till 2,5 bar.
I Aspenmodellen används två seriekopplade reaktorer som brännkammare. En Rstoic-reaktor som
först omvandlar bränslet till koldioxid och vatten, följt av en Rgibbs-reaktor vilken genererar
biprodukter så att Gibbs fria energi minimeras. De biprodukter som bildas är bland annat NOx.
Luftflödet ställs in av en designspecifikation så att förbränningstemperaturen blir 1100 .
Rökgaserna splittas med ett förhållande så att utgående rökgaser ut från ångpannan håller 190 för
att undvika kondensation av till exempel svavelsyra. Den ånga som ska produceras beräknas utifrån
det behov av 20-bars respektive 2,5 bars ånga som finns i fabriken. Se bilaga 3 för processchema för
design av kraft/värmeverket.
Processalternativ
Utöver de tre processalternativ som tidigare nämnts som studerade fall har fler fall studerats mindre
ingående och ytterligare fall finns som möjligheter. Det kanske viktigaste och mest avgörande valet
för processdesignen är om SSF eller SHF ska användas. Andra viktiga processval är hur biprodukterna
ska upparbetas och hur kraftvärmeverket ska utformas. Nedanstående avsnitt behandlar hur
processdesignen kan variera beroende på vilka val som görs angående nämnda faktorer.
SSF eller SHF
I modellerna som tagits fram i Aspen används simultan hydrolys och jäsning men separata processer
kan likväl användas. Förutom att hydrolys och fermentering då sker i två separata reaktorer, finns
även möjligheten att indunsta hydrolysatet en aning innan det skickas till fermentorn. Det är då
också möjligt att filtrera bort allt fast material innan fermenteringen och skicka detta till torkning
direkt efter urtvättning av socker. Efter fermentering kan jästen separeras från det vattenlösta
materialet för att återanvändas. Fördelen med SHF är att utbytet mellan glukan och etanol ökar
eftersom förhållandena i respektive reaktor kan optimeras, dock blir priset en längre uppehållstid
och fler apparatur. Om SHF används är chansen större att kunna använda samma
19
destillationsanläggning för första- och andra generations etanol eftersom den fasta fraktionen
försvinner.
Det finns viss forskning om att utforma en reaktor som kombinerar respektive fördel från SSF och
SHF till en reaktor. Detta skulle då leda till att hydrolyseringen och fermenteringen sker separat fast
samtidigt i samma kärl. Detta är inte bevisat att kunna fungera förutom i begränsad labbskala.
Destillation
De designändringar som finns för destilleringen kan vara att lägga till ytterligare en kolonn och
därmed ha fyra kolonner. Detta kan sänka energibehovet och storlekarna på kolonnerna. Det är
också möjligt att ändra på boil-up och reflux-ratio och därmed styra hur hög etanolkoncentration
som destillatet respektive bottenuttagen håller. Detta får ske med samverkan av storleken på det
utgående flöde och hur stor energikonsumtion som tillåts. Kolonnernas arbetstryck kan också ändras,
genom att arbeta vid övertryck, eller genom att låta förstärkarkolonnen arbeta vid högre tryck än
stripperkolonnerna.
Upparbetning av biprodukt
Ångtorken som har används i modellerna kan bytas ut mot andra alternativ eller så kan torkning helt
tas bort från processen. En lufttork har studerats som alternativ, men resultatet visade dels att
ångtorken är mer energieffektiv, och att de extremt höga luftflödena skulle innebära stora
investeringskostnader i förvärmningsvärmeväxlare. Dessutom finns det behov av mättad 2,5barsånga i övriga processer, varför ångtorken är ett bra alternativ. Om torkning helt ignoreras i
processdesignen kommer ångpannan istället fungera som en tork, bara materialet är tillräckligt torrt
från början för att kunna brännas. Om torkning väljs att appliceras finns också en möjlighet att
indunsta godset innan torken. Detta minskar förstås torkens storlek, men innebär i praktiken att
investerings- och driftskostnader förflyttas från tork till indunstare.
Design av CHP
Den design av CHP som har använts i Aspensimuleringarna är inte konventionellt beprövad. Med
nuvarande utseende blir elproduktionen maximerad på grund av att gasturbin används. Det finns en
mängd tänkbara utseenden på CHP som beror av vilket av elektricitet eller värme som prioriteras, om
fjärrvärme kan säljas, apparatkostnader samt tekniska hinder.
Vilket tryck och temperatur färskångan ska lämna ångpannan med för att maximera
energiproduktionen men samtidigt säkerställa behovet av hög- och lågtrycksånga har inte studerats.
En vanligare design av CHP är att inte alls ha med någon gasturbin eller en mycket liten som bara tar
hand om den bildade biogasen. Istället bränns allt fast material i ångpannan. Ångan får sedan
expandera i ångturbiner, som kan variera i konfiguration och vid vilka expansionstryck dessa skulle
arbeta vid. Bilaga 4 och 5 visar olika design av CHP. Se även resultat i tabell 5 som jämför effekten i
de olika fallen.
20
Resultat
I fortsättningen kommer de olika modellerna att benämnas som följande:



Grundmodell – Första generations fabrik med förbränning av bagass.
Modell 1 – Kombinerad första och andra generations fabrik med rötning av pentoser.
Modell 2 - Kombinerad första och andra generations fabrik med jäsning av pentoser.
Produktion och konsumption
För samtliga modeller används lika mycket sockerrör, 731 000 torr ton sockerrör/år (91,4 ton/h), men
genererar olika mängder av produkterna etanol, biogas och elektricitet. Produktionen för de tre
studerade modellerna presenteras i tabell 3 nedan.
Formler för att räkna ut feedflöden
(ekvation 1)
(ekvation 2)
(ekvation 3)
(ekvation 4)
Tabell 3 – Etanol-, biogas- och elproduktion under ett år
Modell
Etanolproduktion
(ton/år)
Biogasproduktion
(ton/år)
Elproduktion
(MWh/år)
Grundmodell
124 000
0
433 600
Modell 1
200 000
11500
360 400
Modell 2
224 000
6500
320 500
Det är intressant att veta hur det egentliga energibevarandet i sockerrören ser ut vid olika processer.
Energin kan antingen återfinnas i etanol, eller i biogas och eftersom de har olika förbränningsvärme
kan inte massproduktionen jämföras rakt av. Det är klart att modell 2 genererar mer etanol och
mindre biogas än modell 1, men det är inte självklart att den totala bränsleenergin är högre i modell
2. En jämförelse har gjorts där resultatet presenteras som producerad bränsleenergi per år (GWh/år)
beroende på fall, detta illustreras i figur 6. Bränsleenergin beräknas genom följande samband:
̇
̇
(ekvation 5)
̇
21
GWh / år
2000
1800
1600
1400
1200
1000
800
600
400
200
0
Grundmodell
Modell 1
Modell 2
Etanol
Biogas
El
Summa
etanol+biogas
Figur 6- Sammanställning av produktion vid olika fall
Jämförelser mellan att använda blast som bränsle, och att inte använda blast har gjorts med de olika
modellerna. Resultaten visar att blast står för 50 GWh i grundmodellen och 120-130 GWh i modell 1
respektive modell 2. Den stora skillnaden mellan grundmodellen och de andra två beror på den
elmaximerande gasturbinen i de senare fallen. Resultaten för blastens inverkan på den årliga
elproduktionen visas i figur 7. Kanske ännu mer intressant än själva elproduktionen är intäkterna från
försäljningen av denna. En jämförelse av nettointäkterna från elförsäljningen vid de olika fallen
presenteras i figur 8 som påvisar att det inte är lönsamt att använda blast i grundmodellen. I alla
beräkningar med försäljningspriset av el har elpriset satts till 87 USD/MWh.
22
500
450
400
GWh / år
350
300
250
Elproduktion med
blastförbränning
200
Elproduktion utan
blastförbränning
150
100
50
0
Grundmodell
Modell 1
Modell 2
Figur 7 – Skillnad i elproduktion med avseende på blastförbränning
80
70
60
Miljoner SEK / år
50
Kostnad inköp av blast till
förbränning
40
30
Intäkter från el producerad av
blastförbränning
20
Nettointäkter
10
0
Grundmodell
Modell 1
Modell 2
-10
-20
Figur 8 – Kostnader och intäkter rörande blast
23
Processalternativens konsumtion av energi och vatten har räknats ut genom att i Aspen koppla
värmeväxlare, pumpar, reaktorer etcetera till så kallade utilities. Dessa räknar samman behovet från
samtliga apparater som sedan styr hur mycket 2,5 bars, respektive 20 bars ånga som ska tappas av.
Energiåtervinning har utnyttjats i största möjliga mån i alla processteg. Vattnet har delats upp i två
kategorier beroende på vilken renhet som fordras. Kylvatten är i princip vatten ifrån vattendrag som
används till just kylning i värmeväxlare och kondensorer. Färskvatten är renat vatten med betydligt
högre pris och behövs endast som make-up vatten i CHP. Indirekt motsvaras denna mängd av den 20bars ånga som används till ångexplosionen i förbehandlingen.
Tabell 4 - Sammanställning av energi- och vattenkonsumtion vid olika fall
Modell
20-bars ånga
(ton/år)
2,5-bars ånga
(ton/år)
Kylvatten
(m3/år)
Färskvatten
(m3/år)
Grundmodell
137 200
408 000
9 470 000
0
Modell 1
1 874 000
443 000
22 300 000
181 000
Modell 2
1 848 000
390 000
24 100 000
181 000
Turbinernas effekter har sammanställts i figur 9 vilka varierar något beroende av modell då
ångbehovet varierar. I resultatet syns att gasturbinen samt ångturbin 2 får högre effekt i modell 1 än
i modell 2. Detta beror dels på att det i modell 1 genererar mer bränsle till kraftvärmeverket i form av
biogas, detta syns i gasturbinen samt ångturbin 2.
25
20
MW
15
Modell 1
Modell 2
10
5
0
Gasturbin
Ångturbin 1
Ångturbin 2 (MW)
Figur 9 - Jämförelse av elproduktion med CHP1 för modell 1 och modell 2
24
En jämförelse av olika design av CHP har gjorts och dess utseende kan ses i bilaga 3-5. Resultatet i
form av turbineffekter presenteras i tabell 5. Bilaga 3 visar hur den valda CHP-processen ser ut i den
integrerade anläggningen (CHP1). I bilaga 4 har gasturbinen ersatts av en till ångturbin som arbetar
vid trycken 2,5:1 bar (CHP2). Bilaga 5 visar en CHP där det finns två stycken ångturbiner som
expanderar från 60 bar till 20 respektive 1 bar (CHP3). Resultatet visar hur stor betydelse gasturbinen
har för elproduktionen. Då den ger en effektökning på 6 MW.
Tabell 5 - Beskrivning av turbinkonfiguration och effekt för olika CHP-modeller i modell 1
Turbin
CHP1 (tryck/effekt)
CHP2 (tryck/effekt)
CHP3 (tryck/effekt)
Gasturbin
10:1 bar
-
-
60:20 bar
60:20 bar
60:1 bar
22 MW
27 MW
12 MW
20:2,5 bar
20:2,5 bar
60:20 bar
6 MW
12 MW
22 MW
-
2,5:1 bar
20:2,5 bar
2 MW
7 MW
41 MW
41 MW
19 MW
Ångturbin 1
Ångturbin 2
Ångturbin 3
Summa effekt
47 MW
De enskilda enhetsoperationernas energibehov i form av färskånga har sammanställts i tabell 6 och
figur 10 för att påvisa de viktigaste delarna av processen att energioptimera. Resultatet påvisar inte
oväntat att avdrivning av vatten är det som konsumerar mest energi i form av ånga.
Tabell 6 - Sammanställning av effekt för enhetsoperationer
Utrustning
Effekt (MW)
Ångbehov 2,5 bar
(ton/h)
Ångbehov 20
bar(ton/h)
Indunstning färskånga
16,9
27,9
0
Indunstning förvärmning
16,6
27,4
0
Förbehandling ångexplosion
11,9
0
22,6
Destillation, förvärmning
6,4
0
12,3
Destillation, stripper 1
16,3
0
31,1
Ångtork
86,5
0
164,9
25
Energifördelning
Förbehandling
8%
Indunstning
21%
Destillation
15%
Torkning
56%
Figur 10 - Sammanställning av effekt från färskånga för enhetsoperationer
I processen används inte bara värmeväxlare som drivs av färskånga utan värmeväxling sker även
mellan procesströmmar. Resultatet presenteras i tabell 7.
Tabell 7 - Sammanfattning av värmeväxlare utan färskånga för modell 1
Funktion
Effekt (MW)
Fermentering
Kylning efter indunstning
-7
Förbehandling
Värmning med flashånga 1
3
Förbehandling
Värmning med flashånga 2
5
Förbehandling
Kylning av förbehandlad bagass innan SSF
-6
Destillation
Förvärmning med drank
30
Indunstning
Förvärmning med kondensat
1
26
Procesströmmar
Några viktiga strömmar är presenterade för att ge en bild av etanolhalten och torrhalten genom
processen. Alla angivna flöden i detta avsnitt avser modell 1 om inget annat anges. Detta betyder att
siffrorna skiljer sig en aning mot modell 2.
Tabell 8 – Sammanställning av etanolinnehåll för några viktiga strömmar
Ström
Flöde (ton/h)
Etanolhalt (wt%)
Från fermentor
142
10,9
Från SSF
322
3,4
Total feed till destillation
464
5,9
Destillat
27
93
Tabell 9 - Sammanställning av torrhalt för några viktiga strömmar
Ström
Totalt flöde (ton/h)
TS (%)
Bagass in
134
45
Sockersaft in
241
13
Trash (blast) in
80
25
Till SSF-reaktor
332
15
Från SSF
332
9
Till destillation
464
7
Till filterpress
400
8
Till tork
158
32
Från tork
64
80
27
Rötningsprocessen skiljer sig åt mellan modell 1 och modell 2 eftersom största andelen av
pentoserna fermenteras i modell 2. Detta påverkar sammansättning i det som går till rötning, samt
utbytet. Resultatet presenteras i tabell 10.
Tabell 10 - Sammansättning av ingående ström till rötningen
Komponent
Modell 1 (vikts %)
Modell 2 (vikts %)
Vatten
96
97
Etanol
0,03
0,04
Glukos
0,5
0,5
Xylos
3
1
Ättikssyra
0,06
0,08
Succinat
0,06
0,09
Glycerol
0,4
0,4
Galaktos
0,006
0,007
Arabinos
0,5
0,5
Vikts % rötbart material
4,1
2,7
Totalt massflöde rötbart material in (ton/h)
13,3
8,1
Utbyte (kg biogas/kg rötbart material)
11 %
10 %
28
Torkningsprocessen är mer eller mindre identisk mellan de två modellerna. Massflöde och
komponentsammansättning presenteras i tabell 11 nedan, observera att jäst inte är inräknat.
Tabell 11 - Sammansättning i utgående bränsle från torken i vikts %
Komponent
Modell 1 (vikts %)
Modell 2 (vikts %)
Vatten
20
20
Lignin
34,1
34,2
Xylan
14,7
14,7
Glukan
24,9
24,9
Arabinan
1,35
1,30
Mannan
3,99
3,99
Galaktan
0,955
0,956
Totalt massflöde torrt bränsle inkl. jäst (ton/h)
52,1
52,1
29
Ekonomisk utvärdering
Projektet avser att utvärdera investeringen som erfordras för att integrera en andra generationens
sockerrörsbaserad etanolproduktion i en befintlig första generations fabrik. Samt vad
produktionskostnaden blir för den utbyggda anläggningen. Med andra ord skall
investeringskostnaden för utbyggnad vägas mot förändrade intäkter och utgifter.
Investeringen består av apparatkostnader för nya enhetsoperationer, och den genererar högre
driftkostnader i form av högre lönekostnader för ökad personalmängd och nya kostnader för
kemikalier till förbehandling och SSF. En viktig aspekt är att elproduktionen minskar vid integration,
vilket kan ses som en ökad driftkostnad. Mot allt detta vägs merproduktionen av etanol.
Kostnad med avseende på Brasilien
De flesta apparatkostnader som erhållits gäller för Sverige 2006, men projektet avser att utvärdera
investeringen i Brasilien 2011,
Det är dock väldigt komplicerat att uppskatta kostnaden i Brasilien genom att utgå från kostnaden i
Sverige. Det kan antas att det är billigare att bygga en fabrik i Brasilien med tanke på att
lönekostnaderna är lägre, klimatet gynnar billigare material, säkerhetskraven inte är lika höga och så
vidare.
Den korrekta metoden hade varit att använda offerter för Brasilien, men då detta är tidskrävande
användes de offerter som fanns tillgängliga och gällde Sverige. Dessa priser uppdaterades till år 2011
enligt ekvation 6. Dessa kostnader är förmodligen i överkant, men det antas vägas upp av att en del
kostnadsposter säkerligen har utelämnats.
(ekvation 6)6
CEPCI är en förkortning på Chemical Engineering Plant Cost Index och är ett specialmått på
inflationen inom branschen. Växelkursen anges i den valuta som kostnadsförslaget gavs i. Använda
värden ges i tabell 12.
Tabell 12 – CEPCI-index för SEK till EURO och USD år 2006, 2010 och 2011
År
CEPCI
Växelkurs Euro
Växelkurs USD
2006
499,6
9,25
7,3
2010
550,8
9,5
7,5
2011
565,0
8,98
6,2
18,19
30
Investeringskostnad
Uppskattningen av investeringskostnad baseras i stor utsträckning på offerter för apparater. I de
flesta fall avser offerterna eller prisuppgifterna endast direkta apparatkostnader, varför kostnader för
kringutrustning och installation mm. måste läggas till. Dessa kostnader kan vara svåra att uppskatta,
och därför har tumregler för påslagsfaktorer6 använts när bättre information inte funnits tillgänglig.
Se bilaga 15 för för fullständig kalkyl.
En del av prisuppgifterna är daterade ett par år tillbaka i tiden och måste uppdateras, se stycket
Kostnadsuppdatering. Samma investering antas gälla för båda modellerna då flödenas storlek genom
processen är i princip lika sett till massflöden.
Uppskattning av direkta apparatkostnader
Förbehandling
En offert från FöretagX* ligger till grund för beräkningarna av investeringskostnaden för ett
förbehandlingssteg20. Offerten täcker en hel förbehandlingsanläggning, men för att offerten ska
motsvara aktuell modell, behövs det även investeras i tre stycken värmeväxlare.
Kostnad för reaktorn
Offerten omfattar en förbehandlingsreaktor med kringutrustning som till exempel inmatningssystem
i form av en skruv samt vissa värmeväxlare och flashkärl. Priset avser de direkta apparatkostnaderna,
och enligt kommunikation 20 används en faktor 2,5 för att uppskatta totala anläggningspriset utifrån
apparatkostnaden. Grundkonfigurationen för reaktorn är utformat för att hantera 840 bdmt/d (bone
dry metric tons/day, vilket översatt blir ton/dag av 100 % torrsubstans) vilket inte räcker då
anläggningen har ett behov att hantera 1320 bdmt/d, se ekvation 7.
(ekvation 7)
Det leder till att två stycken parallellkopplade reaktorer kommer att krävas för att täcka
anläggningens behov.
Apparatkostnaden per reaktor är 6,5 M Euro.
31
*
Av sekretesskäl kan inte företagsnamnet presenteras
Beräkning av värmeväxlarytor
I tabell 13 visas information om de värmeväxlare som behöver investeras i. Ytorna har beräknats enligt
ekvation 3 på sedvanligt vis. Effekter och temperaturer är hämtade ur Aspen, k-värdet är konstant 850
W/m2/K. Samtliga värmeväxlare rör förbehandlingen, se bilaga 7.
(ekvation 8)
Tabell 13 – Sammanställning av värmeväxlare som måste köpas in
Funktion
Effekt (kW) Tvarm,in / Tvarm, ut (oC)
Tkall,in / Tkall, ut (oC)
ΔTL
A (m2)
Förbehandli
ng,
förvärmare1
5 000
153/152
25/79
97
61
Förbehandli
ng,
förvärmare2
3 000
189/188
79/103
98
36
Förbehandli
ng, kylare
8 000
100/37
10/37
42,5
222
k=850 W/m2/K.
Uppskattning av värmeväxlarkostnader
SEKAB har uppgett följande apparatkostnader för värmeväxlare. Se tabell 14. 22
Tabell 14– Uppskattning av värmeväxlarkostnader
Yta (m2)
Pris (SEK)
39
180 000
355
850 000
Förvärmare1 erfordrar 61 m2 och för att uppskatta priset används skalningsmetoden enligt ekvation 8,
(avseende på den mindre värmeväxlaren förvärmare2) med skalningsfaktor 0,67. Priset blir 240 000 SEK.
( ) (ekvation 9)
P1=Priset på grundutrustning.
P2=Priset på ny utrustning.
32
A2=Kapacitet på ny utrustning.
A1=Kapacitet på grundutrustning.
n=skalningsfaktor.
Förvärmare2 erfordrar 36 m2 och utgörs av den mindre värmeväxlaren. Priset för förvärmare2 blir 180
000 SEK.
Kylaren kräver 222 m2 och priset beräknas genom att den större värmeväxlaren skalas ner. Priset för
VVX-cooler4 blir 620 000 SEK.
Tabell 15 – Kostnad förbehandling enligt 2010 års priser
Total investeringskostnad för förbehandlingssteget
Reaktor
117 MSEK (13M Euro)
Förvärmare1
0,24 MSEK
Förvärmare2
0,18 MSEK
Kylare
0,62 MSEK
Totalt
118,04 MSEK
Observera, priserna i tabell 15 gäller år 2010 men uppdaterades till 2011 med hjälp av ekvation 6. Se
bilaga 14 för priser anpassade till år 2011.
Valet av att utnyttja två stycken reaktorer istället för att utnyttja en uppskalad variant baseras på att den
mindre varianten är en så kallad ”off the shelf”-produkt och har därmed inga utvecklingskostnader. Även
om slutkostnaden hade blivit lägre för den uppskalade modellen hade det varit en längre tillverkningstid.
SSF
Prisuppgifter21 ligger till grund för uppskattningen av investeringskostnad för SSF-reaktorn. Reaktorn är
uppdelad i reaktorkärl, kylslingor och omrörare. Volym per reaktor är 1000 m3 och den maximala
arbetsvolymen per reaktor är satt till 800 m3,
Med en arbetscykel per reaktor på 72 h och flöde av 443 m3/h kommer det att krävas totalt 40 stycken
reaktorer, se ekvation 5. Den maximala arbetsvolymen och den rimliga tiden för en arbetscykel har
angivits av Guido Zacchi, professor på kemiteknikinstitutionen LTH.
Se tabell 16 för kostnaden för SSF-processen.
(ekvation 10)
33
Tabell 16 – Kostnad SSF
SSF-reaktor
Reaktorkärl, 1000 m3
0,4076
MEUR
Kylslingor
0,0073
MEUR
Omrörare
0,0486
MEUR
Reaktorpris
0,4635
MEUR
Pris för 40 st reaktorer
18,54 MEUR
Priserna i tabell 16 gäller för år 2006, men uppdaterades till 2011 med hjälp av ekvation 7.
Filterpress
Prisuppgifter 21 ligger till grund för investeringsberäkningen av filterpressen. Enligt uppgifterna kostar
en filterpress med kapaciteten 5,6 ton torr substans/h 1,29 miljoner USD. Till denna erfordras en
kompressor till priset 0,36 miljoner USD per press. Denna offert gäller för en process med halm som
råvara, men enligt Ola Wallberg kan den antas fungera även vid användning av bagass. I aktuell process
är flödet 31 ton torr substans/h och således behövs 6 stycken filterpressar.
Tabell 17 – Kostnad filterpress
Filterpress
Pris för en filterpress (5,6 ton ts/h)
1,29 MUSD
Pris/press för kompressor
0,36 MUSD
Pris för 6 stycken filterpressar inklusive
kompressorer
9,57 MUSD
Enligt uppgift är installationsfaktorn 1,04 för filterpressen och 1,3 för kompressorerna. I beräkningarna
har en installationsfaktor på 1,1 använts för den totala kostnaden.
Priserna gäller även här år 2006 men uppdaterades till 2011 med hjälp av ekvation 6.
34
Rötning
För att rötning ska kunna ske krävs det kärl som rötmaterialet kan förvaras i under själva processen. Den
ingående mängden rötbart material är 7000 ton/dag och det har uppskattats av Guido Zacchi att en
produktionscykel är 8 dagar lång. Eftersom ett kärl rymmer 2500 m3 och att materialets densitet är nära
1000 kg/m3 så krävs det 8 serier med respektive 3 tankar vilket blir 24 tankar totalt enligt ekvation 11.
(
)
(ekvation 11)
Inköpspriset är 3,45 MSEK/stycken vilket ger en total investeringskostnad på 82,8 MSEK.
Priset gällde 2006, men uppdaterades till 2011 enligt ekvation 6.
Ångtork
Eftersom det finns bristfälliga data över hur stor ångtork som är möjlig att bygga och fortfarande ha en
acceptabel energiförbrukning har det efter resonemang 23 bestämts att ångtorkarna inte ska byggas för
att driva av mer vatten än 50 ton/h. Totalt skall, enligt beräkningar i Aspen, 92 ton/h drivas av, varför
det behövs två torkar med kapaciteten 50 ton/h.
Eftersom inköpspriset för en ångtork med avdrivningskapaciteten 7,3 ton/h är 30 MSEK blir priset för en
tork med avdrivningskapaciteten 50 ton/h enligt uppskalningsformeln (ekvation 4) 108 MSEK vilket
betyder ett totalt inköpspris av 216 MSEK. I detta fall utnyttjades en skalningsfaktor av 2/3,
Priset gällde år 2006, men anpassades till 2011 med hjälp av ekvation 6.
Utbyggnad av CHP
Utbyggnaden av CHP-anläggningen består av investeringar i gasturbin, brännare och kompressor. En
offert på detta har erhållits från Anders Nilsson, M.Sc.Eng, anställd på Siemens, med totalpriset 22 M
USD för apparatkostnaderna.
Priset gäller år 2011.
Driftkostnader
Driftkostnaderna är uppdelade i tre områden:



Bundet kapital.
Direkta rörliga kostnader.
Indirekta rörliga kostnader.
Bundet kapital
Bundet kapital avser reservdelar och lagerhållning av råvaror, kemikalier och produkter, och uppskattas
enligt nedan.
35
Lagerhållning
Enligt tumregler 6 kan två veckors lagerhållning antas. Utbyggnaden av processen leder till utökad
lagerhållning av etanol då produktionen ökar. Det leder även till att de kemikalier som används i de nya
processtegen behöver lagerhållas, det vill säga jäst, SO2 och enzymer. Kostnaden för lagerhållningen
beräknas enligt följande:
(ekvation 12)
Annuitetsfaktorn beräknas i avsnittet Investeringskalkylering, med kalkylräntan 8 % och ekonomiska
livslängden 15 år, till 0,12.
Lagerhållning av råvaror
Värdet på och årliga förbrukningen av råvaror och kemikalier visas i tabell 18.
Lagerhållning av produkter
Årliga produktionen av etanol visas i bilaga 15, Försäljningspriset i Brasilien är 3,44 SEK/L (maj 2011).
Reservdelar
Enligt tumregel 6 kan kostnaderna för reservdelar uppskattas som 10 % av kostnaden för underhåll och
reparationer.
Rörliga kostnader
De rörliga kostnaderna är antingen direkta eller indirekta. De direkta rörliga kostnaderna omfattar
råvaror, el, underhåll, personal och licenser medan de indirekta rörliga kostnaderna avser overhead,
administration, distribution och försäljning samt forskning och utveckling.
Direkta rörliga kostnader
Utnyttjandet av bagass är något som skiljer sig mellan första och andra generationens
etanolframställning, och vad denna rapport till stor del handlar om. I förstagenerationsprocessen bränns
all bagass upp i pannan och bidrar till hög elproduktion. När andragenerationsprocessen integreras
förbrukas en hel del av bagassen i processen och bildar etanol istället. Således kan inte lika mycket av
bagassen brännas upp och därmed minskar elproduktionen. I tabell 18 visas detta, samt att
elproduktionen självklart minskar ytterligare om pentoserna jäses jämfört med om de rötas. Detta
väcker frågan om vad som väger tyngst; utökad etanolproduktion eller utökad elproduktion.
Eftersom processen genererar ett positivt elnetto redovisas elproduktionen som en negativ driftkostnad,
alltså en vinst.
36
Tabell 18 – Pris, årlig förbrukning och årlig kostnad av råvaror, kemikalier och el
Pris
Årlig förbrukning
Årlig kostnad
Sockerrör
65 USD/ton TS25
733650 ton TS/år
295 MSEK
Blast
26 USD/ton TS25
216810 ton TS/år
35 MSEK
Råvaror och kemikalier
Jäst
SO2
Försummas
230 USD/ton25
Enzymer
15400 ton/år (2gen)
22 MSEK
(2gen)
76 MSEK
Kalk
100 USD/ton
514 ton/år
0,3 MSEK
Kylvatten
1 SEK/ton
22 300 000 ton/år (2 gen rötning)
22,3 MSEK
24 100 000 ton/år (2 gen jäsning)
95 000 000 ton/år (1 gen)
24,1 MSEK
10 SEK/ton
180 000 ton/år (2 gen)
1,8 MSEK
87 USD/MWh25
360 400 MWh/år
(1 gen+2 gen rötning)
-194 MSEK
320 500 MWh/år
(1 gen +2 gen jäsning)
-173 MSEK
433 600 MWh/år
(1 gen)
-234 MSEK
Färskvatten
95 MSEK
Elproduktion
El
Underhåll och reparationer uppskattas till 2 % av investeringskostnaden.
Driftpersonal
Kostnaden för driftspersonal beräknades med hjälp av Ulrichs modulmetod 6. Den ges ett medelvärde av
erforderlig driftspersonal per processenhet. Se bilaga 14 för beräkningar. Detta resulterade i ett behov
37
av 150 anställda i driftpersonalen. En bruttolön för driftspersonal i Brasilien sattes till 5000 kr i månaden,
vilket resulterade i att kostnaden för driftspersonalen uppgick till 18 MSEK om året.
Licenskostnader
I fallet där pentosjäsning används erfordras speciella jästar som kan jäsa pentoserna, då vanlig bagerijäst
inte klarar av detta. Det antas att en licens betalas för att få tillverka jästen som behövs. Denna licens
uppskattas kosta omkring 3 % av den årliga driftkostnaden 20.
Indirekta rörliga kostnader
Följande påslagsfaktorer har använts, i enighet med tumregler 6.






Driftledning, 10 % påslag av driftpersonalkostnaderna.
Laboratoriearbete, 10 % påslag av driftspersonalkostnaderna.
Overhead för personal, 70 % påslag på skiftpersonal och 50 % av kostnaden för
driftledning och laboratoriepersonal. Detta innefattar till exempel socialavgifter och
övertidstillägg.
Administration, 25 % av overheadkostnaderna.
Distribution och försäljning, 10 % av totaldriftskostnad.
Forskning och utveckling, 3 % av total driftskostnad.
Produktionskostnad
Produktionskostnaden är summan av driftkostnaden och kapitalkostnaden.
Kapitalkostnaden beräknas som produkten av annuitetsfaktorn och investeringskostnaden, i detta fall
0,1168*2507 MSEK = 293 MSEK/år under den ekonomiska livslängden. Se ekvation 13 för beräkning av
annuitetsfaktorn.
38
Investeringskalkyl
Formler för investeringskalkyl
För att utvärdera investeringen krävs att följande begrepp klargörs:
Grundinvestering, G.
Grundinvesteringen motsvarar summan av anläggningskostnader, som beräknades under
rubriken ”Anläggningskostnad”. Denna uppgår till 2507 MSEK.
Årlig nettoinbetalning, ai.
De årliga inbetalningarna subtraheras med de årliga utbetalningarna för att få ut den årliga
nettoinbetalningen.
Utbetalningarna utgörs av produktionskostnaden, det vill säga driftskostnaden och
kapitalkostnaden. I driftskostnaden behandlas, som tidigare nämnts, den minskade
elproduktionen som en kostnad. Dessa kostnader redovisas i tabell 18.
Inbetalningarna utgör endast av etanolförsäljningen. Försäljningspriset 3,44 SEK/L har använts.
Ekonomisk livslängd, N.
15 år.
Kalkylränta, X.
8 %.
Annuitetsfaktor, fA.
(ekvation 13)
Alla ovan nämnda begrepp redovisas med siffror i tabell 18.
Det är brukligt att använda ett par olika metoder vid utvärdering av investeringar. Här används pay-offmetoden och kapitalvärdesmetoden, som förklaras nedan. Resultatet av dessa utvärderingar med
avseende på process med rötning eller jäsning av pentoser redovisas i tabell 18.
Pay-off metoden
(ekvation 14)
n = avbetalningstid
Kapitalvärdesmetoden (nuvärdesmetoden)
∑
(ekvation 15)
Sn = summa nuvärde. Positivt värde innebär lönsam investering.
39
Tabell 19 – Ekonomisk jämförelse mellan rötning och jäsning
Modell 1
Modell 2
Grundinvestering, G (MSEK)
2507
2507
Årliga utbetalningar, Ui (MSEK)
260
304
Årliga inbetalningar, Ii (MSEK)
331
435
Årlig nettoinbetalning, ai (MSEK)
71
131
Ekonomisk livslängd, N (år)
15
15
Kalkylränta, X (%)
8
8
Pay-off-tid (år)
35
19
Annuitetsfaktor
0,1168
0,1168
Kapitalvärde
-1899
-1386
RESULTAT
40
Känslighetsanalys
Känslighetsanalys utförs för att kontrollera hur känsligt produktionspriset av den blandade socker- och
cellulosabaserade etanolen är för olika fluktuationer. De tre huvudvariabler som studerades var
inköpspriset på sockerrör och blast, samt säljpriset för el.
Hur variation av försäljningspriset för el påverkar produktionskostnaden framgår i tabell 20. Observera
att produktionen har positivt elnetto.
Tabell 20 - Elpriser och dess inverkan på produktionskostnaden för den integrerade anläggningen
Elpriser per MWh
60 USD
70 USD
87 USD
100 USD
120 USD
Produktionspris för 1+2 gen med rötning (kr/l)
3,15
3,05
2,87
2,74
2,54
Produktions pris för 1+2 gen med jäsning
(kr/l)
2,92
2,84
2,69
2,59
2,42
3,5
Produktionskostnad kr/l
3
2,5
2
Rötning
1,5
Jäsning
1
0,5
0
0
20
40
60
80
100
120
140
Försäljningspris för el i USD/MWh
Figur 11 - Elprisets inverkan av produktionskostnaderna av den blandade 1G och 2G etanolen
Ifall försäljningspriset av el minskar till 60 USD/MWh, vilket är en prissänkning av 31 %, ger detta en
prisökning av 8,5 % för fallet med pentosjäsning och 10 % prisökning för fallet med pentosrötning. Dessa
värden ger indikationer på att produktionskostnaderna har påverkan av priserna på elmarknaden, men
inte helt avgörande.
41
Då variationen av priset för sockerrör och blast kommer att följa varandra har beräkningar utförts när
dessa varieras i samspel med varandra. Beräkningarna har utförts genom att variera båda priserna med
en lika stor procentuellt påslag, se tabell 21.
Tabell 21 - Produktionskostnader efter procentuell variation av sockerrör och blastpriser
Priser på sockerrör och blast
per ton T.S
25 %
10 %
kalkylpris
sänkning sänkning 65 USD för
Sockerrör
26 USD för
Blast
10 %
25 %
ökning ökning
Produktionspris för 1+2 gen med rötning
(kr/l)
2,48
2,72
2,87
3,03
3,26
Produktionspris för 1+2 gen med jäsning
(kr/l)
2,33
2,55
2,69
2,84
3,05
Produktionskostnad för etanol SEK/l
3,5
3
2,5
2
Rötning
1,5
Jäsning
1
0,5
0
-30
-20
-10
0
10
20
30
Procentuellföränding av priser för sockerrör och blast
Figur 12 Inköpspriser för sockerrör och blast och dess inverkan av produktionskostnaderna
Vad som kan ses i tabell 21 är att en 25 % ökning av inköpspriser för sockerrör och blast ger bara en 12 %
ökning av produktionskostnaderna för både jäsning och rötning av pentos. Det visar att
produktionskostnaderna klarar av svängningar på råvarupriser.
42
En nuvärdesanalys har även utförts där kalkylräntan varieras för att studera dess inverkan på
produktionskostnaden (för den cellulosabaserade etanolen) och nuvärdet. För rötningsmodellen är det
lägsta möjliga försäljningspriset 4,5 kr/l för att investering ska vara lönsam. I jäsningsmodellen är det
lägsta priset 3,5 kr/l för en lönsam utbyggnad till en andra generations process. Detta gäller vid 1 %
kalkylränta. Se figur 13 och 14.
2500
Nuvärdesgraf rötningsfallet
2000
1500
1000
Nuvärde (Mkr)
500
0
3
3
4
5
6
-500
Försäljningspris (kr/l)
-1000
-1500
-2000
-2500
-3000
1
2
3
6
8
10
Figur 13 – Nuvärdesanalys av rötningsmodellen
43
5000
Nuvärdesgraf jäsningsfallet
4000
Nuvärde (Mkr)
3000
2000
1000
Försäljningspris (kr/l)
0
3
3
4
5
6
-1000
-2000
-3000
Kalkylränta (%)
1
2
3
6
8
10
Figur 14- Nuvärdesanalys av jäsningsmodellen
44
Diskussion
Den första storskaliga fabriken för andra generations etanolframställning är ännu inte byggd och lär inte
heller byggas förrän efterfrågan på etanol ökar avsevärt i världen. Den brasilianska sockeretanolen är i
nuläget alldeles för konkurrenskraftig gällande pris för att någon skulle göra en riskinvestering i denna
kaliber, åtminstone i Brasilien. Beslutet att bygga en cellulosabaserad fabrik kan eventuellt ligga på
politikernas bord eftersom bränsleetanol har visat sig kontroversiellt i vissa politiska läger. En del ställer
sig emot att producera etanol från det som potentiellt kan användas till livsmedel. Restriktioner om
produktion ifrån stärkelse med argument enligt ovan skulle kunna öppna upp möjligheterna för en
cellulosabasead produktion. Ytterligare en möjlighet som även denna är ett politiskt beslut är att staten
med hänvisning till miljömässiga intressen subventionerar ett bygge.
Hållbar utveckling är nyckelord för bränsleetanol och i synnerhet för den cellulosabaserade varianten.
För att kunna diskutera kring energiutnyttjande av en råvara, i detta fall sockerrör, är det viktigt att
förklara förutsättningarna för applikationerna. Mest energieffektivt, räknat i utvunnen mängd, hade
varit att bränna allt och göra el eller fjärrvärme av den. Finns det inte något behov av detta är det
självklart mer intressant att göra bränsle av sockerrören. Etanolprocessen är i sig koldioxidneutral
eftersom den endast använder biomassa, men med avseende på koldioxidemissioner blir kanske
nettoeffekten den samma om den uteblivna elproduktionen ersätts med fossila bränslen eller vice versa.
Enligt simuleringarna med Aspen visade det sig att mest energiutvinning fås när pentoser jäses istället
för att rötas. En fråga som skulle kunna vara intressant är att utveckla rötningsprocessen istället för
etanolprocessen. Teoretiskt sett skulle det vara möjligt att ta in bagass, förbehandla och eventuellt
hydrolysera och istället för att jäsa och destillera röta den direkt. Investeringskostnaderna skulle då
minska avsevärt, men nackdelen är applikationerna. Biogas kan inte användas i fordon utan att göra
stora förändringar i motorerna, till skillnad ifrån etanol, däremot finns behov av biogas i industriella
tillämpningar.
Processen som har simulerats är självförsörjande av el och processånga. Det är möjligt att producera så
mycket energi i kraft/värmeverket att det blir ett överskott som går att sälja. Därför är just denna
enhetsoperation ett mycket viktigt val för processens ekonomi. Utformningen av denna är beroende av
processens egna behov, typ av bränsle, försäljningspris av el, fjärrvärmemöjligheter. Den utformning
som valts är en cykel som maximerar elproduktionen utan att allt för stora tillbyggnader måste göras.
Den hade kunnat öka elproduktionen ytterligare om ännu en ångturbin (kondensorturbin) hade
installerats där ångan expanderar ner till under atmosfärstryck. Det hade även varit möjligt att höja tryck
och temperatur på färskångan ifrån ångpannan, men detta hade resulterat i ett dyrare pannhus och är
inte rimligt att förutsätta i en befintlig fabrik. Hade möjlighet till försäljning av fjärrvärme funnits hade
förmodligen en annan modell valts. Just diskussionen om vad som är rimligt i en befintlig fabrik är viktig i
denna studie. Det har alltså räknats med att destillationsanläggningen inte behöver byggas om efter att
integrering av andra generations etanolproduktion har gjorts. Detta är mycket optimistiskt eftersom det
krävs andra bottnar i stripperkolonnerna och utformning av återkokare på grund av förekomsten av
fasta partiklar såsom jäst och cellulosa. De ökade flödena efter integrering kräver dessutom att
destillationsanläggningen klarar detta. I detta avseende hade det kanske varit ett klokt val att använda
SHF då den fasta fasen kan filtreras bort efter hydrolysen, samt jästen efter jäsningen. I
45
kraft/värmeverket har det enligt tidigare utsagor förutsatts att pannhuset och de befintliga
ångturbinerna kan användas.
Detta bedöms som relativt sannolikt, däremot finns det idag inte byggd någon gasturbin för detta
ligninbaserade bränsle. Ångtorken är den enhetsoperation som kräver mest färskånga i processen varför
den naturligtvis är viktig att optimera. En ångtork är energieffektiv och har den stora fördelen att den
genererar mättad ånga till andra enhetsoperationer. Nackdelen med den är att
energiförsörjningssystemet blir känsligt eftersom torken krävs för att producera bränsle, och torken i sig
är beroende av ångan som bränslet genererar. Detta kan vara en nackdel i denna ”skenbara
kontinuerliga process”. Alternativet lufttork som har simulerats i Aspen kräver mycket stora mängder
färskånga för att förvärma luft och gods och ses inte som ett bra alternativ.
De ekonomiska resultaten är inte överraskande då produktionskostnaden är för hög. Det krävs mycket
låga kalkylräntor, statliga subventioner eller höga försäljningspriser för att investeringen ska bli lönsam.
Ytterligare ett måste för att investeringen ska kunna gå med vinst är att pentosjäsning är möjlig. Att det
finns forskning som påvisar möjligheterna är ett känt faktum men hur det ska appliceras industriellt är
inte känt. Troligtvis kommer det blir juridiska frågor om patent och licenser så användandet av
pentosjäsande jäster kommer bli en produktionskostnad. I denna utvärdering antas att en licens köps,
som står för 3 % av driftskostnaden.
De ekonomiska resultaten är mycket rimliga och stort arbete ligger bakom att få apparatkostnader,
påslagsfaktorer och driftkostnader att bli verklighetstrogna. Vad gäller apparatkostnader kan det
förmodas att ångtorken är något överdimensionerad så godset håller relativt hög fukthalt, detta driver
alltså upp kostnaden. Däremot misstänks att gasturbinen är något för billig eftersom priset gäller en
aningen mindre turbin samt att det tänkta bränslet kan komplicera konstruktionen.
Produktionskostnaden för den etanol som tillkommer till följd av investeringen uppgår till 5,74
(rötningsfallet) respektive 4,72 SEK/L (jäsningsfallet). Driftkostnaden ligger på 2,70 (rötningsfallet)
respektive 2,40 SEK/L (jäsningsfallet). Den stora kapitalkostnaden tynger alltså produktionskostnaden
enormt, och investeringen är inte lönsam såvida subventioneringar inte införs. Försäljningspriset i
Brasilien ligger ju kring 3,4 SEK/L.
Produktionskostnaden för etanol i den integrerade processen är 3,06 respektive 3,25 SEK/L.
Således går processen med vinst även efter integrering.
Att även använda blasten till etanolproduktion skulle så klart öka etanolproduktionen och förmodligen
skulle produktionspriset sjunka om detta görs. Detta bygger på att intäkterna från elproduktionen ifrån
blast är lägre än de förväntade intäkterna från etanolen. Ytterligare en utveckling av processen är att
integrera första- och andra generations etanol tidigare än i destillationssteget. Till exempel kan det
göras redan i jäsningen vilket hade medfört mindre apparatur. Både investerings- och
produktionskostnaden hade då sjunkit, men det förmodas att det blir tekniskt svårare att genomföra ju
tidigare integrering sker.
46
Slutsats
De ekonomiska resultaten påvisar i enighet med tidigare studier på liknande fall, att
produktionskostnaden för den cellulosabaserade etanolen blir för hög jämfört med ren sockerbaserad
etanol. Anledningen tycks vara att grundinvesteringen är mycket dyr. Priset för den mixade
sockerbaserade- och cellulosabaserade etanolen blir dock tillräckligt lågt för att ge ett
konkurrenskraftigt försäljningspris. Nuvarande försäljningspris av etanol i Brasilien är ungefär 3,4 kr/l
och de lägsta möjliga produktionskostnaderna för den cellulosabaserade etanolen är 4,72 kr/l om
pentosjäsning kan tillämpas. Dock är den totala produktionskostnaden för både första och andra
generations anläggning lägre än 3,4 kr/l.
Resultaten påvisar tydligt att investeringen i en integrering av den cellulosabaserade processen aldrig
blir lönsam så länge inte etanolen går att sälja till mycket högre priser än i dagsläget. Med dagens
prisnivå är det i princip ett måste att staten inför subventioneringar av miljömässiga intressen för att en
fabrik ska kunna byggas.
Genom känslighetsanalysen går det se att produktionen inte kommer vara direkt hotad av varierande
råvarupriser. Som analysen visar ökas produktionskostnaden med knappt 10 % när de viktigaste
råvarornas inköpspris ökar med 25 %. Under alla fall kommer jäsning av pentoser vara det billigaste
fallet då den bildade biogasens bidrag är lågt. Vid extrema elpriser på runt 200 USD/MWh kommer
rötning av pentoser vara mer lönsamt. Dock är dessa priser helt orealistiska inom en överskådlig framtid
och därmed helt ointressant.
Ifall pentoser ska jäsas eller rötas är beroende på vilken marknad anläggningen riktar sig mot. I Brasilien
är den mest lönsamt att producera etanol istället för biogas (indirekt elektricitet i modellerna). I andra
länder kan det finnas ekonomiska fördelar med att variera rötning eller jäsning om elpriset fluktuerar
mycket under året, som t.ex. i Sverige. Simuleringarna visar att mer energi tas tillvara när pentoserna
jäses än när de rötas. Detta påvisar alltså att ”verkningsgraden” är sämre i fallet med pentosrötning än i
fallet med pentosjäsning.
För att få ut maximal mängd elektrisk energi samt etanolproduktion ifrån sockerrören, ska alltså
pentoser jäsas samt blast förbrännas. Resultatet påvisar att grundmodellen inte gör någon ekonomisk
vinst i att förbränna blasten. Egentligen ska det tolkas som att kraft-/värmeverket i grundmodellen inte
gör det lönsamt. Slutsatsen är att kraftverket måste byggas om till ett liknande som används i modell1
och modell2 för att elproduktion ifrån blast ska bli ekonomiskt lönsamt.
Framtida tekniska innovationer skulle kunna göra andra generationen mer lönsam exempelvis om högre
utbyte mellan råvara till etanol ökar genom att till exempel kombinera en SSF- och en SHF-reaktor.
Biotekniska framsteg genom förbättrade jästsvampar och enzymer kommer att gynna processen.
47
Källförteckning
1. da Rosa, A.
Fundamentals of Renewable Energy Processes
Elsevier, 2005, sida 501-502
2. Food and agriculture organization of the united nations
http://faostat.fao.org/site/567/DesktopDefault.aspx?PageID=567#ancor
Hämtad 2011-02-12
3. UDOP (Union of Biofuel Producers)
http://www.udop.com.br/index.php?item=cana
Hämtad 20011-02-20
4. Macedo IC, Seabra JEA, Silva JEAR
Greenhouse gases emissions in the production and use of ethanol from sugarcane in
Brazil: the 2005/2006 averages and a prediction for 2020.
Biomass Bioenergy 32(7), 2008, sida 582–595
5. Muntlig kommunikation med doktorand Pia-Maria Bondesson avseende interna försök på
institutionen för kemiteknik LTH
6. Hans T Karlsson
Projektmetodik
Institutionen för kemiteknik LTH, 1992, kapitel 7
7. Troy G. Schmitz, James L. Seale, Jr. och Peter
Brazil’s Domination of the World Sugar Market
Arizona State University Faculty Working Paper Series, 2007, sida 1-12
8. Ministério de Minas e Energia do Brasil
Empresa de Pesquisa Energética (2009). "Balanço Energético Nacional 2009: Ano base 2008" (på
portugisiska och engelska)
Hämtad 2011-05-01. Tabell 3.6a och 3.6b.
9. Ministério da Agricultura do Brasil
Pecuária e Abastecimento (Brazil). "Produção de etanol do Brasil" (på portugiskiska). UNICA.
Hämtad 2022-05-01. Klicka på länken Produção de etanol do Brasil för att ladda ner excelarket.
48
10. Lei Nº 8.723, de 28 de Outubro de 1993. Dispõe sobre a redução de emissão de poluentes por
veículos automotores e dá outras providências" (in Portuguese). Casa Civil da Presidência da
República. Retrieved 2008-10-05. See article 9º and modifications approved by Law Nº 10.696,
2003-07-02)
11. Exportações Brasileira de Álcool (NCM: 2207.10.00 e 2207.20.10) realizadas em 2007 - Por
País" (in Portuguese) (PDF). Ministério da Agricultura, Pecuária e Abastecimento. Retrieved
2008-05-11.
12. Market research analyst, http://www.marketresearchanalyst.com/2008/01/26/world-ethanolproduction-forecast-2008-2012/)
13. Exportações Brasileira de Álcool (NCM: 2207.10.00 e 2207.20.10) realizadas em 2007 - Por
País" (in Portuguese) (PDF). Ministério da Agricultura, Pecuária e Abastecimento. Retrieved
2008-05-11.)
14. José Goldemberg (2008-05-01). "The Brazilian biofuels industry".Biotechnology for
Biofuels 1 (6): 4096. doi:10.1186/1754-6834-1-6 (inactive 2010-0108).PMC 2405774. PMID 18471272. PDF version available at BioMedcentral).
15. Wikipedia,
http://upload.wikimedia.org/wikipedia/commons/2/2c/Goldemberg_2008_Brazil_sugarcane_re
gions_1754-6834-1-6-1_Fig_1.jpg)
16. Government of Brazil. "Sugarcane Agroecological Zoning". UNICA. Retrieved 2010-04-09.
17. Síntese dos Preços Praticados - Brasil. RESUMO III - Gasolina R$/l"
Agência Nacional do Petróleo. October 2008. Retrieved 2008-11-08.
Retail prices of gasoline for week of 26/10/2008 to 01/11/2008.)
18. Chemical Engineering july 2010, http://www.scribd.com/doc/39035256/CEPCI-2010
19. Sveriges riksbank, http://www.riksbank.se/templates/stat.aspx?id=16748
20. Professor Guido Zacchi, institutionen för kemiteknik, Lunds tekniska högskola
49
21. Ph.D Ola Wallberg, institutionen för kemiteknik, Lunds tekniska högskola
22. Ph.D Anders Wingren, SEKAB AB, Örnsköldsvik
23. Professor Stig Stenström, institutionen för kemiteknik, Lunds tekniska högskola
24. Ph.D student Stefano Macrelli, institutionen för kemiteknik, Lunds tekniska högskola
25. Simulation of integrated first and second generation bioethanol production from sugarcane:
comparison between different biomass pretreatment methods tabell 26
Marina O. S. Dias • Marcelo Pereira da Cunha • Rubens Maciel Filho • Antonio Bonomi • Charles
D. F. Jesus • Carlos E. V. Rossell
Society for Industrial Microbiology 2010"
50
Bilaga 1 – Reaktionsformler
Tabell 22 – Reaktionsformler och omvandlingsfaktorer
Reaktionsnummer
24
Reaktionsformel
Omvandlingsfaktor
Förbehandling
1
0,03
2
0,03
3
0,6
4
0,6
SSF
5
0,7
6
0,7
7
0,7
8-10
{
0,885
11-13
14-15
{
{
0,06
0,01
1
Bilaga 2 – Komponenter
Följande komponenter har används i Aspensimuleringarna:





















Arabinan
Acetat
Arabinos
Etanol
Furfural
Galaktan
Galaktos
Glukan
Glukos
Glycerol
Koldioxid
Lignin
Mannan
Mannos
Metan
Sackaros
Succinat
Vatten
Xylan
Xylos
Ättiksyra
Tabell 23 – Sammansättning av bagass
1
Komponent
Innehåll (% av TS)
Glucan
43,4
Xylan
24,3
Arabinan
1,5
Galaktan
0,4
Lignin
22,3
Övrigt
8,1
Blasten består av 20-25 % fiber och resten vatten, och står för 25 % av växtens totala massa.
1
Bilaga 3 – Processchema CHP 1
Luft/Biogas
Ångpanna
Gasturbin
1100 °C
10 bar
Bypass
Kompressor
Ångturbin 1
Brännare
60 bar
460 °C
20 bar
Make up
20 bar ånga till processer
Ångturbin 2
2,5 bar ånga till processer
PROCESS
Figur 15 – Processchema CHP1
1
Bilaga 4 – Processchema CHP 2
Ångpanna
Bränsle
Ångturbin 1
60 bar
460 °C
P-13
P-6
Make up vatten
P-24
20 bar
P-8
P-25
P-26
P-23
Ångturbin 2
P-12
2,5 bar
20 bar ånga till processer
P-21
E-11
E-5
E-1
Ångturbin 3
Kondensor
P-1
P-15
PROCESS
2,5 bar ånga till processer
1 bar
Figur 16 – Processchema CHP 2
2
Bilaga 5 – Processchema CHP 3
Ångpanna
Bränsle
Ångturbin 2
60 bar
460 °C
Make-up vatten
Ångturbin 1
Ångturbin 3
Kondensor
PROCESS
20 bar ånga till processer
2,5 bar ånga till processer
Figur 17 – Processchema CHP 3
1
Bilaga 6 – Processchema Destillation
Destillat 2
Stripper 2
1 bar
Kondensor
EtOH 93 %
Förstärkare
0,3 bar
Feed förstärkare
Återkokare
Färvärmare
Feed
Drank 2
Destillat 1
Stripper 1
3 bar
Återkokare
Förvärmare
Färskånga 20 bar
Bottenuttag
Återkokare
Drank 1
Figur 18 – Processchema destillation
1
Bilaga 7 – Processchema Förbehandling
SO2
20 bar ånga
Matarskruv
200 °C
Ångexplosionsreaktor
Förvärmare2
Flashånga 12 bar
Förvärmare1
Flashånga 5 bar
Bagass
1 bar
5 bar
12 bar
Flashkärl3
Flashkärl2
Flashkärl1
Kylare
Till SSF
37 °C
Figur 19 – Prcoesschema förbehandling
1
Bilaga 8 – Processchema Indunstning
Kondensor
Ånga 1 till 2
Ånga 2 till 3
Slutkondensat
Effekt 2
Effekt 1
Flashånga
Effekt 3
Färskånga in
Kondensat 3
Flashkärl 1
Kondensat 2
Kondensat
Feed 1 till 2
P-14
Feed 2 till 3
Färskånga
Förvärmare
Koncentrat
Feed in
Förvärmare
Feed
Figur 20 – Processchema indunstning
1
Bilaga 9 - Processchema Fermentering
Figur 21 – Processchema fermentering
1
Bilaga 10 - Processchema SSF
Figur 22 – Processchema SSF
1
Bilaga 11 - Processchema Ångtork
Figur 23 – Processchema ångtork
1
Bilaga 12 – Designspecifikationer
Tabell 24- Designspecifikationer
Enhetsoperation Designspecifikation
Variabel
Anmärkning
Resultat
Globalt
Etanolproduktion
25 ton/h
Sackaroskoncentration ut
20 wt%
Temperatur ut från sista
effekten 80 °C
Temperatur efter
ångexplosion 200 oC
WIS-halt innan SSF
15 %
Feedflöde
-
91,4 ton/h
Värmeväxlareffekt
-
16 MW
Pumptryck
-
1,3 bar
Ånga in
-
Spädning med
vatten
Destillation
Effekt i kondensorn till
stripper 1 samma som
energibehov i återkokare i
stripper 2
Splitterförhållande
till
stripperkolonnerna
Destillation
Massförlust av etanol <0,5 Boil-up ratio
%
Späds med rent
vatten från
rötningen
I verkligheten drivs
stripper 2 av ångan
från stripper 1,
Förstärkaren drivs
av ångan från
stripper 2,
-
22700
kg/h
200000
kg/h
Destillation
Etanolkoncentration efter
förstärkare
93 wt%
Reflux-ratio
-
0,15 i
stripper,
0,6 i
förstärkare
1,3
Tork
Överhettad 2,5-bars ånga
187 oC
Mättad 2,5-bars ånga ut
130 oC
Syrehalt efter rötning är
noll
20-bars ånga producerad
lika med behovet i
processen
Temperatur på rökgaser
ut
190 o C
Värmeväxlareffekt
-
86,5 MW
Splitterförhållande
återcirkulation
Luftflöde in
-
0,96
-
Splitterförhållande
efter turbin 1
-
59900
kg/h
0,8
Splitterförhållande
innan gasturbin
Bränntemperatur 1100 o C
Luftflöde till
brännkammaren
En del av de varma
rökgaserna skickas
direkt till
ångpannan.
-
Indunstning
Indunstning
Förbehandling
SSF
Tork
Rötning
CHP
CHP
CHP
0,49
0,4
1030000
kg/h
2
Bilaga 13 – Beräkning av personalkostnad
Tabell 25- Resultat av driftspersonal och direktakostnader
Summa driftspersonal
Antal personer per skift
49
Total driftspersonal för treskifts
147
Bruttolön per månad för driftspersonal
5000 SEK
Summa lön ett skift
5,88 MSEK
Summa lön tre skift
17,63 MSEK
1
Tabell 26 – Personalkostnader beräknade med Ullrichs metod
Processenhet
Antal enheter
Antal personer per enhet
Antal personer
HE
5
0,1
0,5
Pump
1
0,05
0,05
Kolonner
3
Indunstning
Fermentering
HE
3
0,1
0,3
Reaktor
18
0,5
9
HE
8
0,1
0,8
Reaktor
2
0,5
1
Pump
2
0,05
0,01
Flashkärl
6
0,05
0,3
40
0,5
20
Kolonner
3
0,5
1,5
HE
6
0,1
0,6
Pump
1
0,05
0,05
Filterpress
6
0,2
1,2
Tork
Ångtork
2
HE
2
0,1
0,2
24
0,5
12
Gasturbin
1
0,5
0,5
Ångturbin
2
0,1
0,2
Ångpanna
1
0,5
0,5
Pump
3
0,05
0,15
HE
1
0,1
0,1
Förbehandling
SSF
Reaktor
Destillation
Filter
Rötning
Reaktorer
CHP
2
Tabell 27 - Kostnadsresultat med både direkta och indirekta kostnader
Bara 1 gen
Antal
Personer/Kostnad
Personal
29,55
Personer
Lön
3,546
MSEK
Kostnader för driftledning med 10 % påslag
0,3546
MSEK
Kostnad för laboratoriepersonal 10 % med påslag
0,3546
MSEK
Summa
4,2552
MSEK
Overhead kostnader med 50 % påslag för ledning och
laboratoriepersonal
Overhead kostnader med 70 % påslag för skiftarbetare
0,35
MSEK
2,48
MSEK
Summa
2,84
MSEK
Administrativa kostnader med 25 % påslag
0,71
MSEK
Summa kostnader 1 gen
7,80
MSEK
Personal
117,33
Personer
Lön
14,0796
MSEK
Kostnader för driftledning med 10 % påslag
1,40796
MSEK
Kostnad för laboratoriepersonal 10 % med påslag
1,40796
MSEK
Summa
16,89552
MSEK
Overhead kostnader med 50 % påslag för ledning och
laboratoriepersonal
Overhead kostnader med 70 % påslag för skiftarbetare
1,41
MSEK
9,86
MSEK
Summa
11,26
MSEK
Administrativa kostnader med 25 % påslag
2,82
MSEK
Summa kostnader 2 gen
30,98
MSEK
Total kostnad
38,78
MSEK
Bara 2 gen
3
Bilaga 14 – Anläggningskostnad
Tabell 28 - anläggningskostnader
DIREKTA ANLÄGGNINGSKOSTNADER (MSEK)
Processanläggning
Förbehandling
SSF
Filterpress
Rötning
Ångtork
CHP-utbyggnad
TOTALT
Apparater
135
191
76
95
105
136
738
Kringutrustning
(% av apparatkostnad)
Rör
30
15
45
Fundament
3
3
3
Stag
2
2
2
Instrument
10
10
10
El
5
5
5
Isolering
5
Målning
1
2
1
20
1
Installation
5
0
63
8
63
60
63
Summa processanläggning (MSEK)
Kommentarer
416
84
(inst. faktor=1,1)
193
189
(inst. faktor=1,8)
312
1194
Batchningsutrustning (MSEK)
42
0
0
0
0
42
Byggnader för processen
38
15
19
21
27
121
Markförbättringar
29
11
14
16
20
90
525
110
226
226
359
1446
Frakt och försäkringar
8
3
4
5
6
25
Lönepåslag
84
5
42
44
60
235
Ingenjörsarbete
52
11
23
23
36
145
Entreprenad
37
8
16
16
25
101
Oförutsett
79
17
34
34
54
217
260
44
118
122
181
723
784
154
344
348
540
2507
Byggnation (MSEK)
Summa direkta anläggningskostnader
INDIREKTA ANLÄGGNINGSKOSTNADER (MSEK)
Nivå 1
Nivå 2
Summa indirekta anläggningskostnader
SUMMA ANLÄGGNINGSKOSTNADER
Kommentar
337
(anl.kost=2,5*app.kost.)
1
Bilaga 15 - Drift- och produktionskostnad
Tabell 29 – Drift- och produktionskostnad
2+1 jäs
2+1 röt
1
(2+1 röt) - 1
(2+1 jäs) - 1
Lagerhållning av råvaror
16,5
16,5
12,7
3,8
3,8
Lagerhållning av produkter
4,3
3,9
2,4
1,9
1,5
Reservdelar
4,7
5,3
9,0
-4,4
-3,7
Sockerrör
296
296
296
0
0
Blast
35
35
35
0
0
Jäst (försummas)
0
0
0
0
0
SO2
22
22
0
22
22
enzymer
76
76
0
76
76
kalk
0
0
0
0
0
Elprod (MWh/år)
320480
360400
433600
-73200
-113120
El
-173
-194
-234
61
39
Kylvatten, 2gen
24
22
24
22
Färskvatten, 2gen
2
2
2
2
10
-10
-10
Underhåll och reparationer
47
53
17
-44
-37
Driftpersonal
18
18
4
15
15
Driftledning
1,8
1,8
0,35
1,45
1,45
Laboratoriearbete
1,8
1,8
0,35
1,45
1,45
Licensutgifter
14
BUNDET KAPITAL
DIREKTA
RÖRLIGA KOSTNADER
Råvaror
Kylvatten, 1gen
14
INDIREKTA
RÖRLIGA KOSTNADER
Overhead för personal
14
14
3
12
12
Administration
4
4
1
3
3
Distribution och försäljning
47
43
26
21
17
Forskning och utveckling
14
13
8
6
5
DRIFTKOSTNAD
473
430
169
260
304
KAPITALKOSTNAD
PRODUKTIONSKOSTNAD
394
867
394
824
101
271
293
553
293
597
ETANOLPRODUKTION
223784
200000
124000
76000
99784
Driftkostnad/L
1,67
1,69
1,08
2,70
2,40
Produktionskostnad/L
3,06
3,25
1,72
5,74
4,72
1