final report - Kemiteknik - Lunds Tekniska HÃ¶gskola

Projektering, KET050 

2008-05-06 

Förprojektering av anläggning för produktion 

av acetaldehyd 

Projektgrupp: 

Eklöf, Magdalena 

Matusiak, Mikael 

Månsson, Christoffer 

Persson, Hanna 

Truedsson, Ida 

Handledare: 

Holmberg, Johan, Perstorp AB 

Hulteberg, Christian, LTH 

Jönsson, Ann-Sofi, LTH 

Karlsson, Hans T, LTH

Tackord 

Vi vill först och främst tacka våra handledare, Ann- Sofi Jönsson, Hans T. Karlsson och 

Christian Hulteberg, för all hjälp och uppmuntran under projektets gång. Vi vill även 

tacka Johan Holmberg, på Perstorp AB, för möjligheten att göra detta projekt i 

samarbete med företaget och för stöd och bidrag till projektet. 

Ett speciellt tack riktas även till Martin Karlsson, på SEKAB i Örnsköldsvik, för ovärderlig 

information och hjälp till vårt projekt.

Sammanfattning 

Acetaldehyd är en viktig råvara inom kemisk industri och behovet av aldehyder är således 

stort varför effektiva metoder för framställning är viktigt. Den kommersiella produktionen 

innefattar olika slags processer varav den vanligaste är oxidation av eten och kallas 

Wackerprocessen. I Wackerprocessen tillverkas acetaldehyd genom oxidation med en 

katalysator av PdCl 2 och CuCl 2 . Då eten anses vara en bristvara då den framställs från olja, 

forskas det runt andra råvaror, däribland etanol. 

Acetaldehyd kan produceras från etyn, eten och etanol. Den förstnämnda används i en 

process där kvicksilver finns med i katalysatorn, vilket utesluter denna som råvara. Nästa 

möjlighet är eten, vilket är den råvara som används i störst utsträckning idag. Eten kan dock 

inte ses som en framtidskraftig råvara då det fås vid oljeutvinning. Etanol däremot, som 

bland annat kan tillverkas från vete eller sockerrör, kan sägas vara en råvara som kommer 

mer och mer. Därför valdes etanol som råvara till denna förprojektering. 

Framställning av acetaldehyd från etanol kan i princip göras på tre vis; via silverprocessen, 

med dehydrogenering över koppar-kromkatalysator och genom partiell oxidation över järnmolybdenkatalysator. 

Nackdelen med silverprocessen är att katalysatorn är dyr och inte kan regenereras, samt att 

omsättningen inte blir riktigt lika hög som med järn-molybdenkatalysator. En annan fördel 

med järn-molybdenkatalysatorn är att reaktionen över denna sker vid en betydligt lägre 

temperatur, vilket gör processen både billigare och mer säker. Kopparkromkatalysatorprocessen 

används knappt i dagsläget och denna valdes bort på grund av 

den låga totalomsättning som uppnås, endast cirka 90%. 

Ur dessa resonemang valdes partiell oxidation av etanol över en järn-molybdenkatalysator 

som den mest lämpliga processen. Ur detta skulle sedan det bästa processalternativet väljas. 

Utvärdering gav att det fanns tre lämpliga processalternativ. De grundar sig alla på samma 

stomme, men med små modifikationer i reningsstegen. 

Vilket alternativ som var lämpligast av dessa tre bestämdes genom att simulera de olika 

processalternativen, göra en kostnadsuppskattning inklusive drift- och anläggningskostnader 

samt genom att göra en ekonomisk analys och beräkning av produktionskostnad. 

Efter simuleringar och kostnadsanalys fanns bara ett rimligt alternativ kvar, där 

produktströmmen tvättas med hjälp av etanol. Luften absorberas sedan i vatten för att ta 

bort kvarvarande etanol. Destillation sker sedan i flera steg vilket resulterar i en högren 

produkt och möjliggör recirkulation av oreagerad etanol. 

Den valda processen består huvudsakligen av en tubreaktor (1.1 m 3 ), två 

absorptionskolonner med fyllkroppar (cirka 30 m höga och 3 m i diameter), två 

destillationskolonner med klockbottnar (cirka 200 m höga och 4-6 m i diameter) samt sju 

värmeväxlare (på mellan 4 m 2 och 1 300 m 2 ). 

Vid en årsproduktion av 25 000 ton acetaldehyd kommer denna process enligt uträkningar 

att gå med en förlust på US $ 118 145 748 per år. Detta baseras på ett acetaldehydpris på

US $ 0.8 per liter, ett etanolpris på US $ 0.7 per liter samt ett energipris på US $ 0.04 per 

kWh. Intäkterna från processen, kommer varje år att vara US $ 57 171 182 medan 

driftkostnaderna för processen varje år är US $ 157 943 180. Driftskostnaderna beror av 

anläggningskostnaden som är US $ 57 513 245. De stora driftkostnaderna beror till stor del 

av den höga energianvändningen. 

Processens ekonomiska vinst beror dock helt och hållet på energipriset och processen skulle 

gå med störst vinst om den placerades i anslutning till en process med stort energiöverskott. 

Om energin till processen kan återvinnas från andra processer i närheten av 

acetaldehydproduktionen så att energin skulle bli gratis skulle processen gå med en vinst på 

US $ 10 520 107 per år. 

*

1 INLEDNING .................................................................................................................................................... 1 

1.1 ACETALDEHYD ................................................................................................................................................... 1 

2 PRODUKTION AV ACETALDEHYD ................................................................................................................... 2 

2.1 ACETALDEHYD FRÅN ETYN ................................................................................................................................... 2 

2.2 ACETALDEHYD FRÅN ETEN – DIREKTOXIDATION AV ETEN ............................................................................................ 2 

2.2.1 Enstegsprocess ...................................................................................................................................... 2 

2.2.2 Tvåstegsprocess .................................................................................................................................... 3 

2.3 PRODUKTION AV ACETALDEHYD FRÅN ETANOL GENOM DEHYDROGENERING ................................................................... 4 

2.4 PRODUKTION AV ACETALDEHYD FRÅN ETANOL ÖVER SILVERKATALYSATOR ..................................................................... 4 

2.5 PARTIELL OXIDATION AV ETANOL TILL ACETALDEHYD ÖVER EN FE/MO-KATALYSATOR ...................................................... 5 

2.5.1 Driftsbetingelser ................................................................................................................................... 5 

3 VAL AV REAKTION ......................................................................................................................................... 6 

4 UTFORMNING OCH UTVÄRDERING AV OLIKA PROCESSALTERNATIV ............................................................. 7 

4.1 EKONOMISK UTVÄRDERING AV PROCESSALTERNATIVEN ............................................................................................. 7 

4.2 PROCESSALTERNATIV 1 – TVÅTORNSABSORPTION MED ETANOL OCH VATTEN ................................................................. 8 

4.2.1 Utformning ........................................................................................................................................... 8 

4.2.2 Apparatstorlekar................................................................................................................................... 9 

4.2.3 Ekonomi .............................................................................................................................................. 10 

4.2.4 Diskussion ........................................................................................................................................... 12 

4.3 PROCESSALTERNATIV 2 – TRETORNSABSORPTION MED ETANOL OCH VATTEN ............................................................... 13 

4.3.1 Utformning ......................................................................................................................................... 13 

4.3.2 Diskussion ........................................................................................................................................... 13 

4.4 PROCESSALTERNATIV 3 – KYLNING ...................................................................................................................... 14 

4.4.1 Utformning ......................................................................................................................................... 14 

4.4.2 Apparatstorlekar................................................................................................................................. 14 

4.4.3 Ekonomi .............................................................................................................................................. 15 

4.4.4 Diskussion ........................................................................................................................................... 17 

4.5 BIPRODUKTER ................................................................................................................................................. 18 

4.5.1 Introduktion av biprodukter i systemet .............................................................................................. 18 

4.5.2 Avlägsnande av biprodukter ............................................................................................................... 19 

4.6 VÄRMEÅTERVINNING ........................................................................................................................................ 19 

5 SLUTSATS .................................................................................................................................................... 20 

6 KÄLLFÖRTECKNING...................................................................................................................................... 21 

i

APPENDIX 

1. Ämnesanalys 

2. Processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

3. Processalternativ 2 – tretornsabsorption med etanol och vatten 

4. Processalternativ 3 – Kylning 

5. Data för Processalternativ 1 



8. Anläggningskostnad – Processalternativ 1 

9. Anläggningskostnad – Processalternativ 3 

10. Uträkning dimensioner absorptionstorn 

11. Uträkning dimensioner destillationskolonner 

12. Beräkning av dimensioner på flash 

13. Massaberäkning av vertikala kärl 

14. Beräkning av kostnad för klockbottnar och fyllkroppar 

15. Uträkning dimensioner värmeväxlare 

16. Uträkning dimensioner reaktor 

17. Anläggningskostnad och driftskostnad - beskrivning 

18. Investering och känslighetsanalys - beskrivning 

19. Intäkter 

20. Driftskostnad 

21. Driftspersonal 

22. Priser 

23. Investering och känslighetsanalys – Processalternativ 1 

24. Investering och känslighetsanalys – Processalternativ 3 

25. Beräkning av ångproduktion 

ii

1 Inledning 

Den här rapporten syftar till att förprojektera en anläggning för framställning av 

acetaldehyd. Förprojekteringen är till för att ta fram en process som är både ekonomiskt och 

praktiskt hållbar med en årsproduktion av 25 000 ton acetaldehyd. 

Rapporten är uppbyggd så att olika processalternativ tagits fram och simulerats. De olika 

processalternativen har tagits fram genom att först välja den mest lämpliga råvaran för 

produktion av acetaldehyd. De alternativ som fanns tillgängliga var etyn, eten och etanol. Av 

dessa valdes etanol som det mest passande alternativet. Med etanol som råvara övervägdes 

tre olika processer: dehydrogenering samt två oxidationsprocesser över silver respektive 

järn-molybdenkatalysator. Som bästa alternativ valdes här oxidation av etanol över en järnmolybdenkatalysator, 

varefter tre möjliga processalternativ togs fram. 

De tre möjliga processalternativen bygger på samma stomme men med skillnader i 

uppreningen. Dessa tre processalternativ benämns tvåtornsabsorption med etanol och 

vatten, tretornsabsorption med etanol och vatten samt kylning. Dessa tre alternativ har 

simulerats och de bästa alternativen har sedan kostnadsberäknats och utvärderats. 

1.1 Acetaldehyd 

Acetaldehyd upptäcktes 1774 av Scheele med hjälp av reaktionen mellan svart 

mangandioxid och svavelsyra med alkohol. Acetaldehyd är en lättflyktig, mycket antändbar 

vätska med låg kokpunkt och skarp lukt. På grund av dess höga kemiska reaktivitet är 

acetaldehyd ett viktigt intermediat vid produktion av ättiksyra, ättiksyraanhydrid, ättiketer, 

perättiksyra, butanol, 2-etylhexanol, pentaerytritol, klorerade acetaldehyder, glyoxal, 

alkylaminer, pyridiner och andra kemikalier [1]. Behovet av aldehyder är således stort och 

effektiva metoder för framställning är viktigt [2]. 

Första gången acetaldehyd användes kommersiellt var vid produktion av aceton med hjälp 

av ättiksyra i Tyskland mellan 1914 och 1918 (Wacker-Chemie och Hoechst) och i Kanada 

(Shawinigan) [1]. 

Den kommersiella produktionen innefattar olika slags processer varav den vanligaste är 

oxidation av eten vilken kallas Wackerprocessen. I Wackerprocessen tillverkas acetaldehyd 

genom oxidation med en katalysator av PdCl 2 och CuCl 2 . Då eten anses vara en bristvara då 

den framställs från olja, forskas det runt andra råvaror, däribland etanol [1]. 

Som synes används inte acetaldehyd som någon slutprodukt till konsumenter, utan större 

delen används istället som mellansteg vid bildning av andra industriella produkter med 

breda användningsområden. Den största delen produceras idag genom oxidation av eten [3]. 

De producenter som finns i Sverige är i nuläget SEKAB BioFuels and Chemicals AB i 

Örnsköldsvik och Wacker-Kemi AB i Stockholm [4]. 

1

2 Produktion av acetaldehyd 

Acetaldehyd kan tillverkas genom många olika processer och råvaror, bland annat från 

etanol, acetylen, etyn, lättare kolväten, kolmonoxid och väte samt metanol. Här följer de 

vanligaste och viktigaste processerna. 

2.1 Acetaldehyd från etyn 

Vid produktion av acetaldehyd från etyn [1,5] används en katalysator av 

kvicksilverföreningar. Nedan ses reaktionsformeln för tillverkning av acetaldehyd enligt 

vattenaddition. 

(2.1.1) 

Denna metod är endast industriellt lönsam då polymerisations- och kondensationsprodukter 

från acetaldehyden som bildas i syran kan tas bort. I västvärlden finns idag ingen produktion 

av acetaldehyd från denna process. 

2.2 Acetaldehyd från eten – Direktoxidation av eten 

Idag är tillverkning av acetaldehyd genom direktoxidation av eten den vanligaste 

framställningsmetoden [1] och benämns oftast som ”Wackerprocessen”. 

Denna process utvecklades på 50-talet och som katalysator används en vattenlösning av 

PdCl 2 och CuCl 2 och reaktionen kan ses nedan. 

(2.2.1) 

Det krävs en mycket liten del PdCl 2 för att reaktionen ska ske och genom att tillföra CuCl 2 

återskapas PdCl 2 enligt formeln nedan. 

(2.2.2) 

Processen finns i två olika versioner, en- och tvåstegsprocesser. Utbytet i dessa olika 

processer är ungefär detsamma, 95 %. Driftkostnaderna är också desamma för de båda 

processerna. 

2.2.1 Enstegsprocess 

Ett flödesschema över en enstegsprocess kan ses nedan i Figur 1. Eten och syre tillförs i 

reaktorn (a) och mixas med katalysatorlösningen som cirkuleras med hjälp av ett 

cirkuleringskärl (b). Betingelserna i reaktorn ligger runt 130°C och 400 kPa. Från 

separeringskärlet går en ström innehållande en blandning av acetaldehyd – vattenånga och 

oreagerade reaktanter vilka separeras genom kylning (c) och tvättas därefter med vatten i en 

2

skrubber (d) och oreagerad reaktantgas kan ledas tillbaka till reaktorn. I toppen på 

skrubbern avlägsnas också eventuella biprodukter och inerta gaser. Acetaldehyden som 

tvättats ut med vatten destilleras i två steg. I första destillationssteget (g) avlägsnas mindre 

och flyktigare ämnen vilka lämnar kolonnen i toppen medan acetaldehyd, vatten och andra 

tyngre ämnen lämnar kolonnen i bottnen. I andra destillationssteget (i) fås ren acetaldehyd 

ut i toppen av kolonnen. 

Genom att värma katalysatorlösningen till 160°C kan eventuella biprodukter som har bildats 

och lösts sig i lösningen avlägsnas (m) [1]. 

Figur 1. Flödesschema över en enstegsprocess för tillverkning av acetaldehyd, a) Reaktor, b) Separeringskärl, c) Kylare, d) 

Skrubber, e) Tank för acetaldehyd, f) Kompressor, g) Destillationskolonn, h) Kondensor, i) Reningskolonn, j) Kylare, m) 

Regenereringssteg [1] 

2.2.2 Tvåstegsprocess 

Ett flödesschema över en tvåstegsprocess kan ses nedan i Figur 2. I reaktorerna (a och d) 

sker både reaktion och oxidation och ingående reaktantgas reagerar direkt vid kontakt med 

katalysatorlösningen. Reaktionen sker runt 105-110°C och vid 900-1000 kPa. 

Katalysatorlösningen innehållande acetaldehyd expanderar i ett flashtorn (b) genom att 

trycket sänks till atmosfärstryck. En ånga bestående av vatten och acetaldehyd bildas och 

separeras från katalysatorlösningen i en kolonn (f). Katalysatorlösningen skickas tillbaka till 

oxidationsreaktorn och reagerar med syre. Avgaser som bildas vid oxideringen avlägsnas och 

den oxiderade katalysatorlösningen tillförs i första reaktorn (a) där den får reagera med 

ingående eten [1]. 

Etyn-vattenångan som bildats i flashtornet koncentreras upp, med avseende på acetaldehyd, 

till en koncentration på runt 60-90% genom att värma ångan med reaktionsvärme. 

Processvattnet som avlägsnats återanvänds i flashtornet men en del av processvattnet 

används till att tvätta (i och k) acetaldehydångan för att separera acetaldehyd från övriga 

gaser. Därefter följer en tvåstegsdestillation. I första kolonnen (l) avlägsnas lättare 

komponenter och i den andra renas acetaldehyd och tas ut i toppen av kolonnen (o). 

En fördel som kan ses med tvåstegsprocessen är att katalysatorlösningen, som är mycket 

korrosiv, är lättare att kontrollera och undvika i tvåstegsprocessen [1]. 

3

Figur 2. Flödesschema över en tvåstegsprocess för tillverkning av acetaldehyd a) Reaktor, b) Flashtorn, c) Pump, d) 

Oxidationsreaktor, e) Avgas/Luftseparator, f) Aldehydkolonn, g) Processvattentank, h) Aldehydtank, i) 

Avgas/luftskrubber, k) Avgas/luftskrubb, l) Destillationskolonn, m) Kondensor, n) Värmare, o) Reningskolonn, p) Kylare, 

q) Pump, r) Regenereringssteg [1] 

2.3 Produktion av acetaldehyd från etanol genom dehydrogenering 

Acetaldehyd kan produceras från etanol både genom dehydrogenering och genom oxidation 

i närvaro av syre. Mellan 1918 och 1939 var dehydrogenering mest populärt då biprodukten 

väte var mycket önskvärd, men idag används i princip uteslutande oxidationsprocesser [1]. 

För att genomföra dehydrogenering av etanol körs etanolånga vid 260-290°C över en 

kopparkatalysator, ibland aktiverad med kromoxid. 25-50% omsättning uppnås vid denna 

dehydrogenering. För att få ut en ren produkt tvättas gasen efter reaktion med etanol och 

vatten. Restgasen är som tidigare nämnts i huvudsak vätgas. Destillation efter tvättning ger 

en ren produkt och tillåter att etanolen skickas tillbaka in i reaktorn, vilket ger en 

totalomsättning på 90% [1]. 

2.4 Produktion av acetaldehyd från etanol över silverkatalysator 

Vid oxidation passerar en luft-etanolblandning över en silverkatalysator i exempelvis Veba- 

Chemie-processen. Denna utförs vid 500-650°C och enkel genomgång ger en omsättning av 

etanolen på 50-70%. Utbytet, som är viktigt då den stora kostnaden i tillverkningen är just 

råvaran, hamnar på 97-99%. Också här sker tvättning med alkohol och sedan destillation, 

varefter etanolen kan skickas in i reaktorn igen. Reaktionsvärmet kan användas för 

ångproduktion [1]. 

4

Figur 3. Acetaldehydproduktion genom Veba-Chemie-processen. a) Luftkompressor; b) Värmeåtervinningssystem; c) 

Reaktor; d) Kylare; e) Gasrening - skrubber; f) Tvättning och återföringspump för alkohol; g) Kylare; h) Acetaldehydrening 

[1] 

2.5 Partiell oxidation av etanol till acetaldehyd över en Fe/Mo-katalysator 

Produktion av acetaldehyd genom partiell oxidation av etanol med Fe/Mo-katalysator sker 

genom följande reaktion [1]: 

(2.5.1) 

Utförandet sker på samma sätt som Partiell oxidation av etanol över en Ag-katalysator, se 

avsnitt 2.4. 

2.5.1 Driftsbetingelser 

Till processen tillförs etanol och luft. Ur tabelldata [6] fås att explosionsgränsen för etanol 

ligger inom intervallet 3.3–19 % i luft. Dock ges bäst utbyte vid körning inom 

explosionsgränsen. 

Optimal temperatur för reaktionen ligger enligt litteraturen mellan 180-240°C [7]. Vid lägre 

temperaturer har det visat sig att utbytet av acetaldehyd kan bli lågt. Det är samtidigt 

väsentligt att kontrollera temperaturen så att den inte överstiger 240°C. Vid temperaturer 

över 243°C börjar oönskade reaktioner att skena iväg. Fe/Mo-katalysatorns maxgräns vad 

gäller temperatur ligger på runt 425°C och över denna temperatur förlorar den sin aktivitet 

[7,8]. 

Vid temperaturer på under 300°C är acetaldehyden stabil och faller inte i sönder i mindre 

beståndsdelar. Ökas temperaturen kan acetaldehyden brytas ner till kolmonoxid och vatten 

[8]. 

Hur pålitlig processen är beror således på bra temperaturkontroll av reaktorn. Andra viktiga 

faktorer är uppehållstiden som bör ligga inom intervallet 120-660 kg kat s/Nm 3 reak och ett 

molförhållande mellan luft och etanol på 3:22 [7]. 

5

Huvudreaktionen som sker är: 

(2.5.1.1) 

Sannolika bireaktioner är: 

(2.5.1.2) 

(2.5.1.3) 

(2.5.1.4) 

(2.5.1.5) 

(2.5.1.6) 

(2.5.1.7) 

(2.5.1.8) 

Analys av i processen förekommande ämnen återfinns i Appendix 1. 

3 Val av reaktion 

Vid val av reaktion är det viktigt att ta hänsyn till vilken råvara som används i processen. 

Alternativen är etyn, eten och etanol. Den förstnämnda används i en process där kvicksilver 

finns med i katalysatorn, vilket utesluter denna råvara. Från början tillverkades acetaldehyd 

framförallt från eten som utvinns ur olja på petrokemisk väg, denna process har dock låg 

omsättning (mindre än 72 %) och lågt utbyte (mindre än 95 %). Eten är den råvara som 

används i störst utsträckning idag. En alternativ process för produktion av acetaldehyd är 

genom oxidation av etanol i luft över en katalysator. Den alkoholkemiska processen är en 

lågprisprocess som är mycket användbar i jordbruksländer som har tillgång till råvaror som 

sockerrör, vete och ris för produktion av etanol [9]. Ur dessa resonemang valdes det att 

förprojekteringen skulle göras med etanol som råvara. 

Framställning av acetaldehyd från etanol kan i princip göras på tre vis; via silverprocessen, 

dehydrogenering över koppar-kromkatalysator och partiell oxidation över järnmolybdenkatalysator. 

Traditionellt har silver använts som katalysator, men används inte i så 

stor utsträckning idag. Anledningarna är att silver är en dyr metall, det är en tungmetall, 

6

produkten från reaktionen kräver mycket rening samt att silverkatalysatorn är svår att 

regenerera. Koppar-kromkatalysatorprocessen används knappt i dagsläget och har en 

totalomsättning på cirka 90 % [7]. 

En bra alternativ process är då att använda en järn- molybdenkatalysator. Järnmolybdenkatalysatorn 

ger bättre omsättning och utbyte för given process, än några andra 

kända katalysatorer, även katalysatorns stabilitet är bra [7]. Av den orsaken valdes järnmolybden 

som katalysator. 

4 Utformning och utvärdering av olika processalternativ 

Som process valdes att förprojektera en acetaldehydanläggning med etanol som får oxidera 

över en järn-molybdenkatalysator till acetaldehyd. 

Genom diskussioner och inhämtande av information [11,12] togs tre olika processalternativ 

fram: tvåtornsabsorption med etanol och vatten, tretornsabsorption med etanol och vatten 

samt kylning, återfinns i Appendix 2-4. Skillnaden mellan de tre processalternativen finns i 

uppreningssteget där de två första baseras på absorption och det sista baseras på 

kondensering. Data för de tre processalternativen återfinns i Appendix 5-7. Dessa 

utvärderades sedan genom simulering och kostnadsberäkning. Apparatstorlekarna för 

enheterna i varje alternativ har också beräknats. 

4.1 Ekonomisk utvärdering av processalternativen 

Förutom att konstruera en process som tillverkar ren acetaldehyd utan allt för stora förluster 

måste också processen vara ekonomiskt hållbar. För att ta reda på hur stora driftskostnader 

och intäkter de olika processalternativen har, har en ekonomisk analys för olika 

processalternativ utförts. 

Den ekonomiska analysen har utförts på så sätt att först har den totala 

anläggningskostnaden, se Appendix 8-9, för varje process beräknats. Detta har gjorts genom 

att först beräkna den totala apparatkostnaden för varje processalternativ. 

Detta [10] har beräknats genom att först beräkna dimensioner för varje enskild apparat. För 

att beräkna apparatkostnaden för destillationskolonner, absorptionskolonner och flashtorn 

beräknades först de vertikala kärlens dimensioner, återfinns i Appendix 10-11, 12. Massan 

för kärlen kunde sedan beräknas, beräkningsgång återfinns i Appendix 13. Kostnaden för 

klockbottnar och fyllkroppar till destillations- och absorptionstorn återfinns i Appendix 14. 

Dimensioner för värmeväxlarytor återfinns i Appendix 15 och reaktorns dimensioner 

återfinns i Appendix 16. 

Den totala anläggningskostnaden har sedan beräknats genom att summera kostnader och 

pålägg som krävs för att bygga en process, se Appendix 17. 

Då simuleringsverktyget inte tog hänsyn till jämviktskurvorna vid absorptionsberäkningarna, 

justerades flöden och ekonomiska beräkningar. Då alla apparater redan hade 

7

kostnadsberäknats med felaktiga flöden justerades flödena varefter en korrektionsfaktor 

beräknades, enligt (4.1.1), som sedan användes för att justera priset för varje enskild 

apparat. 

(4.1.1) 

För att kunna beräkna om de olika processalternativen går med ekonomisk vinst eller förlust 

beräknades driftskostnaderna för de olika processalternativen, för utförlig beskrivning se 

Appendix 14. Driftskostnaderna beräknades genom att summera samtliga kostnadsposter 

som krävs för att driva de olika processalternativen. Efter detta beräknades hur stora 

intäkterna för varje processalternativ är genom att summera försäljningspriset för 

acetaldehyden, energi och oreagerad etanol. Resultatet har sedan beräknats genom att 

subtrahera intäkterna per år med driftskostnaderna per år. 

För att kontrollera de olika processalternativen har en känslighetsanalys samt en 

investeringskalkyl utförts för varje processalternativ, för utförlig beskrivning se Appendix 18. 

Känslighetsanalysen syftar till att ge att bättre informationsunderlag för investeringsbeslutet 

genom att beräkna kritiska nivåer för investeringsbeslutets variabler [13]. 

Känslighetsanalyserna har för de tre processalternativen utförts med avseende på 

variablerna inköpspris för etanol, elpris samt försäljningspris för acetaldehyd, se Tabell 1 och 

Tabell 2, [14]. En avbetalningsperiod på tio år har valts med en ränta på 15%. 

Tabell 1. Kemikaliepriser för etanol och acetaldehyd 

Kemikalie Pris per liter [US $] Pris per kg [US $] 

Etanol 0.74 0.940 

Acetaldehyd 0.797 1.003 

Tabell 2. Inköpspris för el 

Pris per kWh [US $] 

Inköpspris el 0.042 

Investeringskalkylen, som syftar till att visa det ekonomiska utfallet av olika 

investeringsalternativ har också utförts. Investeringskalkylen har utförts enligt 

nuvärdesmetoden. Nuvärdesmetoden syftar till att mäta lönsamheten hos de olika 

investeringsalternativen [13]. 

4.2 Processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

4.2.1 Utformning 

Flödesschema över processalternativ 1 kan ses i Appendix 2 och flödesdata för simuleringen 

vid ideala förhållanden kan ses i Appendix 5. 

Luft blandas med recirkulerad syrereducerad luft och förvärms i förvärmare 1. 

Luftblandningen tillförs därefter till ytterligare en förvärmare där luft blandas med etanol. 

8

Förvärmningen sker i två steg för att undvika explosionsrisk. Gasströmmen, innehållande 

etanol och luft, förs därefter till en reaktor där reaktionen sker vid 200°C och till en 

omsättning på 90% av etanolen. 

I första absorptionstornet absorberas gasströmmen från reaktorn i etanol för att separera 

acetaldehyden från luften. I toppen av absorptionstornet lämnar en gasström vilket 

huvudsakligen består av luft som är mättad med etanol. Från botten i första 

absorptionstornet lämnar främst etanol, vatten och acetaldehyd. 

Gasströmmen från absorptionstornet måste renas från etanolen och detta görs i ytterligare 

ett absorptionssteg där gasströmmen absorberas i vatten. Detta då etanol löser sig bra i 

vatten. Detta medför att i toppen av absorptionstornet fås endast luft mättad med vatten 

och i botten vatten och etanol. 

Luften som lämnar det andra absorptionstorn har en syrehalt på cirka 9% beroende på 

storleken av ingående luftström. Delar av denna ström recirkuleras för att minska syrehalten 

in till reaktorn vilket har nämnts ovan. 

Vätskeströmmen från absorptionstorn 1 destilleras i två omgångar. I den första destilleras 

acetaldehyden av till en renhet på över 99% och i den andra destilleras etanolen av till en 

koncentration av 95% så att denna sedan kan recirkuleras i systemet. Även bottenströmmen 

från absorptionstorn 2 går till detta destillationstorn. Genom absorption och 

destillationsstegen i processen fås en mycket liten förlust av etanol i systemet och utbytet av 

etanol blir större än 99%. Acetaldehyden sätts under ett tryck på 5 bar och en temperatur på 

10 o C för att bli flytande. 

4.2.2 Apparatstorlekar 

Materialet på alla apparater har valts till rostfritt stål enligt Korrosionsguiden i ”A Guide to 

Chemical Engineering Process Design and Economics” [15]. 

Storlek på värmeväxlarytor har beräknats enligt Appendix 15. 

Tabell 3. Storlek på värmeväxlare i processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Värmeväxlare A (m 2 ) 

1 221.4 

2 615.6 

3 4.2 

4 62.4 

5 1 311.5 

6 162.0 

7 268.2 

9

Reaktorns volym har beräknats enligt Appendix 16. 

Tabell 4. Storlek på reaktorn i processalternativ 1- tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Reaktor V (m 3 ) 

1 1.1 

Dimensioner för absorptionskolonner har beräknats enligt Appendix 10. 

Tabell 5. Storlek på absorptionskolonner i processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Absorptionskolonn H (m) d (m) 

1 25.5 2.99 

2 27.7 2.76 

Dimensioner för destillationskolonner har beräknats enligt Appendix 11. 

Tabell 6. Storlek på destillationskolonn i processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Destillationskolonn H (m) d (m) 

1 165.3 4.1 

2 210.5 6.2 

4.2.3 Ekonomi 

Apparatkostnader för processalternativ 1 ses i Tabell 7. Detaljerade apparatkostnader ses i 

Appendix 8. 

Tabell 7. Apparatkostnader för processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Värmeväxlare Kostnad (Milj. US $) 

VVX1 0.2 

VVX2 0.3 

VVX3 0.02 

VVX4 0.08 

VVX5 0.6 

VVX6 0.05 

VVX7 0.3 

Reaktor Kostnad ( Milj. US $) 

Reaktor 0.02 

Absorber Kostnad (Milj. US $) 

Abs1 4.0 

Abs2 4.8 

Fläktar Kostnad (Milj. US $) 

Centrifugal small 0.01 

Destillationstorn Kostnad (Milj. US $) 

Dest1 43.1 

Dest2 3.9 

Summa 57.5 

10

Under de förutsättningar som är givna, kommer processalternativ 1, tvåtornsabsorption med 

etanol och vatten, enligt de ekonomiska beräkningarna att gå med en förlust på US $ 

118 145 748 per år. Detta beror till störst del på att processen kräver mycket energi. Om 

energin som tillverkas i vissa delar av processen kan återvinnas i andra delar av processen så 

skulle processens förlust sjunka till US $ 29 904 875 per år. Om energin till processen kan 

återvinnas från andra processer i närheten av acetaldehydproduktionen så att energin skulle 

bli gratis skulle processen gå med en vinst på US $ 10 520 107 per år. 

Intäkterna från processen, se Appendix 19, kommer varje år att vara US $ 57 171 182 medan 

driftkostnaderna, se Appendix 20, för processen varje år kommer att vara US $ 157 943 180. 

Driftskostnaderna beror av anläggningskostnaden som är US $ 57 513 245, se Appendix 8. De 

stora driftkostnaderna beror till stor del av den höga energianvändningen. Kostnad för 

driftpersonal kan ses i Appendix 21. 

Summa nuvärde för processalternativ 1 kan ses i Tabell 8. För mer detaljerade värden, se 

Appendix 23. 

Tabell 8. Summa nuvärde för processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Grundinvestering vid år noll, [Milj. US $] 189 

Årliga utbetalningar [Milj. US $] 175 

Årliga inbetalningar [Milj. US $] 57 

Årliga nettoinbetalningen [Milj. US $] -118 

Summa nuvärde [Milj. US $] -782 

De parametrar som anses känsligast för processens ekonomi är energipriset, råvarupriset 

och produktpriset. Dagspriset för råvara, energi och produkt ses i Appendix 22. För att 

kontrollera hur mycket processens ekonomi påverkas av dessa parametrar gjordes en 

känslighetsanalys för respektive parameter, se Appendix 23. 

- $ 

Känslighetsanalys 

$0,02 $0,04 $0,09 

Summa nuvärde US $ 

-500 000 000 $ 

-1 000 000 000 $ 

-1 500 000 000 $ 

Pris per kWh el 

Figur 4. Känslighetsanalys med avseende på elpris i processalternativ 1 

11

0 


$0,47 $0,94 $1,87 


-300 000 000 

-600 000 000 

-900 000 000 

-1 200 000 000 

Pris per kg etanol 

Figur 5. Känslighetsanalys med avseende på inköpspris av etanol för processalternativ 1 

500 000 000 



0 

-500 000 000 

$0,50 $1,00 $2,01 

-1 000 000 000 

Pris per kg acetaldehyd 

Figur 6. Känslighetsanalys med avseende på försäljningspriset av acetaldehyd i processalternativ 1 

Ur känslighetsanalyserna framgår tydligt att det är energipriset, Figur 4, som är av störst 

betydelse för processens ekonomi. I andra hand kommer råvarupriset, Figur 5, och 

produktpriset, Figur 6. 

4.2.4 Diskussion 

Nackdelen med denna process är att det krävs oerhört mycket energi i systemet för att 

destillera av etanolen och därför är det viktigt att processen ligger i närheten av andra 

processer där energi finns i överskott för att processen ska kunna gå med vinst. 

Nettoenergiåtgången för detta processalternativ har beräknats till 894 003 MWh per år. Det 

12

krävs även stora mängder etanol och vatten i absorptionsstegen vilket medför att 

reningsstegen blir stora och kostsamma. 

Vid simuleringen och i kostnadsberäkningarna har det antagits att etanol destilleras av i varje 

enkel genomgång av processen. Ett större absorptionsflöde hade kunnat medföra att 

etanolen hade kunnat recirkuleras ett antal gånger innan destillation, istället för vid varje 

genomgång. Detta medför att mindre energi krävs i processen. 

Den stora utgiften i processen är den stora energiåtgången i destillationskolonnerna. Att 

utnyttja membranteknologi och avskilja etanolen från vattnet genom vaporisation är ett 

alternativ för att ersätta detta reningssteg. Denna teknologi är i små flöden betydligt billigare 

jämfört med destillationskolonner, men blir för stora flöden mycket kostsamt. Hade denna 

teknologi varit billigare är detta ett bra alternativ. 

Som ses i Tabell 6, blir destillationskolonnerna mycket höga vilket medför att kolonnerna 

måste delas upp i flera kolonner där de första kolonnerna kan ses som strippers och rening 

till 95%-ig etanol sker i den sista kolonnen. I detta fall kan det vara möjligt att utnyttja 

kondensationsvärmet från föregående kolonn till att driva nästa kolonn, vilket medför att 

det krävs mindre energi i processen, i analogi med flerstegsindunstning. 

4.3 Processalternativ 2 – tretornsabsorption med etanol och vatten 


Flödesschema över processalternativ 2 kan ses i Appendix 3 och flödesdata för simulering vid 

ideala förhållanden kan ses i Appendix 6. 

Processalternativ 2 är mycket likt processalternativ 1. Den enda skillnaden är uppreningen av 

acetaldehyden och etanolen. I detta alternativ absorberas gasströmmen från reaktorn i 

vatten vilket medför att i toppen lämnar en gasström innehållande luft och acetaldehyd. I 

botten lämnar vatten och etanol. Gasströmmen från absorptionstorn 1 absorberas därefter i 

etanol vilket medför att gasströmmen från torn 2 innehåller luft mättad med etanol. 

Bottenströmmen innehållande etanol och acetaldehyd förs till ett destillationstorn där 

acetaldehyden destilleras av. Gasströmmen från absorptionstorn 2 absorberas i vatten för 

att ta tillvara på etanolen vilket medför att gasströmmen från skrubbern endast innehåller 

luft mättad med vatten. Bottenströmmen förs till ett destillationstorn dit även 

bottenströmmen från destillationstorn 1 förs för att driva av etanolen till en renhet av 95%. 

Detta medför att etanolen kan recirkuleras i processen. Även i detta fall är förlusten av 

etanol mycket liten. 


Syftet med designen av processalternativ 2, var att få en betydligt lägre mängd etanol vid 

absorption av acetaldehyden. Tanken med absorptionstorn 1 var att minska den totala 

gasströmmen, men vid simuleringen visade det sig att resultatet inte blev det önskade. 

Istället blev det endast en liten förändring på flödesstorleken vilket medförde att ungefär 

samma mängd etanol behövdes i det andra absorptionssteget jämfört med absorptionstorn 

13

1 i processalternativ 1. Detta medförde då att första absorptionstornet i detta 

processalternativ inte fyllde någon funktion. 

Därmed refuserades processalternativ 2 på grund av att den inte är ekonomisk då principen 

är liknande den i processalternativ 1 och därför har inte någon kostnadsuppskattning gjorts 

på detta alternativ. 

4.4 Processalternativ 3 – Kylning 


Flödesschema över processalternativ 3 kan ses i Appendix 4 och flödesdata för simulering vid 

ideala förhållanden kan ses i Appendix 7. 

Processalternativ 3 är till en början likadan som de andra alternativen. Det som skiljer är att 

reningsstegen är annorlunda. I detta alternativ kyls reaktorströmmen från gas till en 

kokvarm vätska varefter den tillförs en destillationskolonn där acetaldehyden drivs av. 

Gasströmmen från kolonnen förs till en flashtank där luften flashas av från acetaldehyden. 

För att ta tillvara på oreagerad etanol, förs bottenströmmen från destillationskolonn 1 vidare 

till ytterligare destillationskolonner. Därefter kan strömmen recirkuleras i processen. 

Nackdelen med detta alternativ är att det krävs mycket höga tryck i flashtanken för 

upprening av acetaldehyden och för att undvika att för stor del acetaldehyd följer med 

luften. I sådana fall krävs flera efterföljande steg för att rena luften. 

4.4.2 Apparatstorlekar 

Materialet på alla apparater har valts till rostfritt stål enligt Korrosionsguiden i ”A Guide to 

Chemical Engineering Process Design and Economics” [15]. 

Storlek på värmeväxlarytor har beräknats enligt Appendix 15. 

Tabell 9. Storlek på värmeväxlare i processalternativ 3 - Kylning 

Värmeväxlare A (m 2 ) 

1 221.3 

2 647.8 

3 54.5 

Reaktorns volym har beräknats enligt Appendix 16. 

Tabell 10. Storlek på reaktor i processalternativ 3 - Kylning 

Reaktor V (m 3 ) 

1 1.1 

14

Dimensioner för destillationskolonner har beräknats enligt Appendix 11. 

Tabell 11. Storlek på destillationskolonn i processalternativ 3 - Kylning 

Destillationskolonn H (m) d (m) 

1 30.6 0.93 

2 31.3 0.2 

3 62.5 0.02 

Dimensioner för flashtorn har beräknats enligt Appendix 12. 

Tabell 12. Storlek på flashtorn i processalternativ 3 - Kylning 

Flash H (m) d (m) 

1 3.6 0.59 

4.4.3 Ekonomi 

Apparatkostnader för processalternativ 1 ses i Tabell 7. Detaljerade apparatkostnader ses i 

Appendix 9. 

Tabell 13. Apparatkostnader för processalternativ 3 – kylning 

Värmeväxlare Kostnad (Milj. US $) 

VVX1 0.2 

VVX2 0.3 

VVX3 0.07 

Reaktor Kostnad (Milj. US $) 

Reaktor1 0.02 

Destillationskolonn Kostnad (Milj. US $) 

Dest1 1.0 

Dest2 0.2 

Dest3 0.3 

Fläktar Kostnad (Milj. US $) 

Blower1 0.01 

Flash Kostnad (Milj. US $) 

Flash1 0.02 

Summa 1.9 

Enligt de ekonomiska beräkningarna kommer processalternativ 3 varje år gå med en förlust 

på US $ 10 864 285. Intäkterna från processen, se Appendix 19, kommer varje år att vara 

US $ 26 334 325 medan driftkostnaderna, se Appendix 20, för processen varje år kommer att 

vara US $ 37 198 607. Driftskostnaderna beror av anläggningskostnaden, US $ 1 882 262, se 

Appendix 9. De stora driftkostnaderna beror av att detta processalternativ har lägre utbyte 

än processalternativ 1 och 2. Även driftspersonalen, se Appendix 21, är en stor kostnad i 

sammanhanget då denna kostnad utgör en större del av den totala kostnaden än i de övriga 

två alternativen. 

15

Summa nuvärde för processalternativ 3 ses i Tabell 14. Mer detaljerade siffror ses i Appendix 

24. 

Tabell 14. Summa nuvärde för processalternativ 3 - kylning 

Grundinvestering vid år noll, [Milj. US $] 8 

Årliga utbetalningar [Milj. US $] 37 

Årliga inbetalningar [Milj. US $] 26 

Årliga nettoinbetalningen [Milj. US $] -11 

Summa nuvärde [Milj. US $] -63 

För att kontrollera processalternativets känslighet utfördes en ekonomisk känslighetsanalys, 

se Appendix 24. Analysen avser kostnad för råvaran etanol, energipriset och priset för 

produkten acetaldehyd. Dagspriset för råvara, energi och produkt ses i Appendix 22. 

Resultatet av känslighetsanalyserna ses i Figur 7, Figur 8 och Figur 9. Nuvärdet för dagspriset 

beräknades till $ -62 931 343. 

100 000 000 $ 


Summa nuvärde US$ 

- $ 

-100 000 000 $ 

-200 000 000 $ 

$0,47 $0,94 $1,87 

-300 000 000 $ 

Pris per kg etanol 

Figur 7. Känslighetsanalys med avseende på etanolpriset för processalternativ 3- kylning 

16

200 000 000 $ 



100 000 000 $ 

- $ 

-100 000 000 $ 

$0,50 $1,00 $2,01 

-200 000 000 $ 

Pris per kg acetaldehyd 

Figur 8. Känslighetsanalys med avseende på acetaldehydpriset för processalternativ 3- kylning 

-50 000 000 $ 


$0,02 $0,04 $0,09 


-60 000 000 $ 

-70 000 000 $ 

-80 000 000 $ 

Pris per kWh El 

Figur 9. Känslighetsanalys med avseende på elpriset för processalternativ 3 - kylning 

Av känslighetsanalysen framgår att antingen måste etanolpriset sjunka eller så måste 

acetaldehydpriset stiga för att processen skall gå med vinst. Energipriset har i 

sammanhanget liten betydelse. Om den etanol som inte reagerar i processen renas upp och 

recirkuleras i processen minskar processens förlust till US $ 7 588 428. 


Detta processalternativ togs fram för att jämföra om ett kylningssteg med flashning skulle 

kunna vara mer kostnadseffektivt jämfört med absorptionssteg med efterföljande 

destillation. Dock visade det sig vid simuleringen att det krävdes för stora tryck och låga 

temperaturer i flashtornet för att undvika större förluster av acetaldehyd i gasströmmen ut. 

17

För att ta tillvara på denna acetaldehyd kan strömmen recirkuleras eller renas genom två 

absorptionssteg vilket medför att detta processalternativ hade blivit liknande 

processalternativ 1. 

Fördelen med detta processalternativ gällande energi jämfört med tvåtornsabsorption med 

etanol och vatten är att här finns en nettoenergiproduktion på 28 036 MWh per år. 

4.5 Biprodukter 

Vid huvudreaktionen bildas lika mängder vatten som acetaldehyd varför vatten kan sägas 

vara den biprodukt som bildas i störst utsträckning. Då vatten är lätt att separera från både 

acetaldehyd och etanol genom destillation ses inte detta som något problem. Då reaktionen 

körs vid rätt driftsbetingelser [7-9] fås ett utbyte av etanolen till acetaldehyd på uppemot 

99% varför liten vikt i detta arbete har lagts vid övriga biprodukter. Bireaktioner som kan ske 

redovisas i avsnitt 2.5.1. 

De biprodukter som förmodligen bildas i en mindre utsträckning vid drift runt rätt 

temperatur är alltså ättiksyra, dietyleter och etylacetat [11]. Även lite metan och koldioxid 

kan bildas vilka antas följa med luften ut. Vid eventuell bildning av metan kan denna brännas 

av. 

4.5.1 Introduktion av biprodukter i systemet 

För att se vilken väg biprodukterna tog i systemet, lades dessa till i simuleringen utan att 

ändra på någonting annat. Där sattes att 2% av acetaldehyd bildade ättiksyra och att 10% av 

denna reagerade vidare och bildade etylacetat. 2% av etanolen sades också omsättas till 

dietyleter. Den höga andelen biprodukter jämfört med det förväntade utbytet på 99% valdes 

för att få ett tydligare resultat. Mängden biprodukter antas vara så liten att de inte påverkar 

driften av processen i övrigt. 

I processalternativ 1 fås ättikssyran i bottnen efter första absorptionstornet tillsammans 

med vatten. Dietyleter och etylacetat lämnar processen med produktströmmen. En liten del 

av etylacetaten återfinns i den recirkulerade etanolen vilket leder till att ackumulering kan 

ske om ingen rening görs. 

Även i processalternativ 2 fås ättiksyran i bottenströmmen ut ur destillationen tillsammans 

med etanol och vatten. Av dietyletern går en liten del med luften ut, men den återfinns även 

i produktströmmen. Etylacetat löser sig väldigt väl med acetaldehyden och i princip all bildad 

etylacetat återfinns i produktströmmen. 

I alternativ 3 följder den bildade dietyletern och etylacetaten med produktströmmen. 

Ättiksyran går liksom i de andra alternativen ut med vattenströmmen. 

18

4.5.2 Avlägsnande av biprodukter 

Analys och data av förekommande ämnen ses i Appendix 1. 

Ättiksyran separeras utan problem från vattnet genom att destillera av vattnet, då ämnenas 

kokpunkter skiljer cirka 18 o C. Dock måste väldigt stora mängder vatten destilleras av vilket 

leder till att detta inte är ekonomiskt möjligt. Bildningen av biprodukter är därför mycket 

viktig att undvika i möjligaste mån genom drift vid rätt temperatur. Ett bättre alternativ för 

att avlägsna ättiksyra från vattnet är biologisk rening. 

Dietyleter har en kokpunkt på cirka 35 o C varför denna bör gå att avskilja genom destillation 

från övriga komponenter. Dock visade det sig i simuleringen att destillation mellan dietyleter 

och acetaldehyd var mycket svårt. När den hamnar i luftströmmen kan detta orsaka problem 

då luften måste skickas till rening. 

Nästan all etylacetat hamnar med slutprodukten varför destillation som ett sista steg kan ge 

en högren produkt. Då etylacetat har i princip samma kokpunkt som etanol, 77 o C respektive 

78 o C, är dessa ämnen svåra att åtskilja. Detta problem uppkommer i processalternativ 1 då 

etanolen är förorenad med etylacetat, men mängderna av ämnet är med största sannolikhet 

för små för att det ska orsaka några problem [11]. 

4.6 Värmeåtervinning 

I alla tre processalternativen finns möjlighet att utnyttja reaktionsvärmet. Då ett kylmedium 

används i reaktorn, till exempel Dowthermolja, kan detta kondenseras i till exempel en 

kondensor för att tillverka ånga. Ångproduktionen beräknades till 1.7 kg/s, se Appendix 25. 

Ångan i sin tur kan användas till att värma förvärmarna eller till destillationskolonnerna. 

Det finns även möjlighet att ta tillvara på energi genom att värmeväxla till exempel de 

recirkulerande strömmarna som ska till absorptionstornen då dessa ska kylas ner. 

19

5 Slutsats 

Ur litteraturstudier har det framkommit att det finns fem lämpliga reaktionsvägar för 

framställning av acetaldehyd. Genomgång och analys av varje reaktion ledde till att den 

lämpligaste reaktionen kunde utses. Etanol ansågs vara den mest lämpliga råvaran av etyn, 

eten och etanol. Det mest fördelaktiga alternativet för denna förprojektering ansågs då vara 

Partiell oxidation av etanol över en järn-molybdenkatalysator, se avsnitt 2.5, då denna ger 

högst utbyte, omsättning och selektivitet. 

För den valda processen togs tre olika processalternativ fram, tvåtornsabsorption med 

etanol och vatten, tretornsabsorption med etanol och vatten samt kylning, som 

analyserades genom simulering för att sedan kostnadsberäknas. Vilket alternativ som var 

lämpligast av dessa tre bestämdes genom att göra en utvärdering av processens effektivitet, 

en ekonomisk analys och beräkning av produktionskostnad. 

Genom den första utvärderingen av de tre processalternativens effektivitet kunde direkt 

processalternativ 2, tretornsabsorption med etanol och vatten, uteslutas. Detta på grund av 

att processens effektivitet inte skiljer sig särskilt mycket från processalternativ 1, 

tvåtornsabsorption med etanol och vatten, effektivitet trots ytterligare ett absorptionstorn. 

För att få samma renhet som i processalternativ 1, tvåtornsabsorption med etanol och 

vatten, krävs fler processteg, mer energi och större mängd absorptionsmedel. 

Av de tre simulerade processalternativen visade det sig då att endast två av alternativen var 

användbara och endast processalternativ 1, tvåtornsabsorption med etanol och vatten, och 

processalternativ 3, kylning, kostnadsberäknades. Kostnadsberäkningarna visade att båda 

alternativen inte var ekonomiskt bärkraftiga under de förutsättningar som användes vid 

kostnadsberäkningarna. Som avbetalningsperiod valdes tio år med en ränta på 15%. Om 

denna avbetalningsperiod hade varit längre, hade en mindre förlust gjorts per år. En viss 

osäkerhet kan föreligga i drifts- och anläggningskostnader, bland annat då påslagsfaktorerna 

kan variera. 

För processalternativ 1, tvåtornsabsorption med etanol och vatten, beror den ekonomiska 

förlusten till största delen på energikostnaden. För processalternativ 3, kylning, beror istället 

den ekonomiska förlusten på att processen ger lägre utbyte än de andra alternativen. Trots 

att processalternativ 3, kylning går med en mindre ekonomisk förlust än processalternativ 1, 

tvåtornsabsorption med etanol och vatten, utvärderades processalternativ 1 till slut till det 

bästa alternativet. Detta beroende på att processalternativ 3, kylning, var svårt att praktiskt 

genomföra på grund av höga tryck och låga temperaturer vid uppreningen av acetaldehyd i 

flashningssteget. 

Processalternativ 1, 2-stegsabsorption med etanol och vatten, som visade sig vara det mest 

lämpliga alternativet av de tre processalternativen. I detta alternativ absorberas 

produktströmmen först i etanol och sedan skickas den in i en destillationskolonn. Detta 

resulterar i en högren produkt och möjliggör recirkulation av upprenad oreagerad etanol. 

Detta processalternativ är dock starkt beroende av energi och energipriset är helt avgörande 

för processens resultat. Det bästa hade varit att processen byggs nära en annan process med 

stort energiöverskott. Om den energi som krävs i processen kan anses vara gratis går 

processen med ekonomisk vinst. 

20

6 Källförteckning 

[1] Eckert, M., Fleischmann, G., Jira, R., Bolt, H. M., Golka, K. (2006), Ullmann's Encyclopedia 

of Industrial Chemistry, Acetaldehyde, Standard Article [www]. 

. Publicerat 15 december 2006. Hämtat 25 

januari 2008. 

[2] Nationalencyklopedin, Nationalencyklopedien, Acetaldehyd [www]. . 

Publicerat 2008. Hämtat 25 januari 2008. 

[3] McKetta, J. J., (1976), Encyclopedia of Chemical Processing and Design, USA, Publikation 

Marcel Dekker Inc., Volym 1, s. 114-158. 

[4] Industrins sökmotor, Nordicnet, Acetaldehyd [www]. . Hämtat 

25 januari 2008. 

[5] Hagemeyer , H. J. (2002), Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology, 

Acetaldehyde, Standard Article [www]. . Publicerat 15 

november 2002. Hämtat 25 januari 2008. 

[6] Lunds Universitet, Chemical Substanses [www]. 

, Hämtat 25 januari 2008. 

[7] Maciel Filho, R. and Domingues, A. (1992), A Multitubular Reactor for Obtention of 

Acetaldehyde by Oxidation of Ethyl Alcohol, Chemical Engineering Science 47 (9-11), s. 2571- 

2576. 

[8] Chauvel, R., Raymond, C. P. M., Claude, P., (1973). Select The Best Formaldehyde Catalyst, 

Hydrocarbon Processing, s. 179-182. 

[9] Sánchez, O., Galindo, H., Gil, I., Orozco, G., Packed Bed Reactor Simulation for 

Acetaldehyde Production by Orthogonal Collocation, Colombia, Departamento de Ingeniería 

Química, Universidad Nacional de Colombia. 

[10] Matches’ Home Page, Equip Costs, [www]. 

Publicerat: 15 oktober 2003, Hämtat 26 

april 2008. 

[11] Re: Acetaldehydanläggning, SEKAB, [e-post]. E-brev till 

Martin Karlsson SEKAB, 8 april 2008. 

[12] Holmberg, J., Ph. D., Catalyst Application Specialist – Development, Perstorp AB, 

muntligt samtal den 18 januari 2008 

[13] Lundén, B. (2008), Ekonomisk Uppslagsbok [www]. . Publicerat 2008. 

Hämtat 24 april 2008. 

21

[14] Anonymous, “Prices & People”, Chemical Market Reporter, Publicerat: 21 Mars 2005, s. 

16 

[15] Ulrich, G. D., (1984), A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics, 

USA, University of New Hampshire , s. 255, tabell 4-28, ISBN 0-471-08276-7 

[16] Kemikalieinspektionen, Kemikalieinspektionen [www]. . Hämtat 25 

januari 2008. 

[17] Hans T. Karlsson, ”Absorption med kemisk reaktion”, Kursmaterial för Energi och Miljö 

KET010 2006 

[18] P. V. Danckwerts, F. R. S., (1970), Gas-Liquid Reactions, USA, University of Cambridge, 

ISBN 75-91678. 


USA, University of New Hampshire, s. 195-197, ISBN 0-471-08276-7 

[20] Hans T. Karlsson, Apparatdimensioner Beräkningsuppgiften, Kursmaterial för 

Projektering KET050 2008 

[21] Seider, W.D., Seader, J. D., Lewin, D.R., “Product and Process Design Principles, 

Synthesis, Analysis, and Evaluation”, Andra utgåvan, s. 527-531 


USA, University of New Hampshire, s. 309 fig. 5-48, ISBN 0-471-08276-7 


USA, University of New Hampshire, s. 309 fig. 5-47, ISBN 0-471-08276-7 

[24] Institutionen för Kemiteknik, KET050 Projektering, Index och växelkurser, 

[www]., hämtat 8 april 2008. 


USA, University of New Hampshire, s. 162-165, ISBN 0-471-08276-7, 

[26] Hans T. Karlsson, (1997), ”Processriskanalys, Uppgifter med lösningar”, Lund, 

Institutionen för Kemiteknik, Lunds Tekniska Högskola, s. 1 

[27] Hans T. Karlsson, (1992), ”Projekteringsmetodik”, Lund, Institutionen för Kemiteknik, 

Lunds Tekniska Högskola, s. 117, tabell 7.2. 


USA, University of New Hampshire, s. 329 tabell 6.2, ISBN 0-471-08276-7 

[29] Hans T. Karlsson, (1992), ”Projekteringsmetodik”, Lund, Institutionen för Kemiteknik, 

Lunds Tekniska Högskola, s. 157-160 

22

[30] Hellsten, G., Mörtstedt, S-E., (2003), Data och Diagram, Stockholm, Liber AB, sjunde 

upplagan, sid. 40, ISBN: 91-47-00805-9 

23

Appendix 1, Sida 1 av 5, 

Ämnesanalys 

Analys av i processen förekommande ämnen 

Följande information är hämtad från kemikalieinspektionen [16]. 

Acetaldehyd 

Acetaldehyd är en färglös vätska med en stark lukt som är löslig i vatten och många andra 

organiska lösningsmedel. Den är mycket flyktig och starkt reducerande, se tabell 1. 

Acetaldehyd är brandfarligt och klassas även som cancerframkallande. 

Acetaldehyd kan reagera våldsamt med ättiksyraanhydrider, ketoner, fenoler, ammoniak, 

HCN, H2S, halogener och starka baser. Explosiva peroxider kan bildas i kontakt med luft. 

Gränsvärden 

Acetaldehyd är explosivt I koncentrationerna 4-60%. 

Personer bör ej utsättas för mer än 45 mg/m 3 under en arbetsdag och 90 mg/m 3 under en 15 

minuters toppexponering. 

Övrig Säkerhet 

Acetaldehyd ska förvaras under 4 o C. 

Vid brand ska antingen pulversläckare, koldioxidsläckare eller alkoholresistant skum 

användas. 

Vid inandning ska personen andas in frisk luft, vid kontakt med hud ska huden tvättas 

noggrant. Vid ögonkontakt är det viktigt att skölja i minst fem minuter och läkare ska 

kontaktas. 

Riskfraser 

R12 - Extremt brandfarligt. 

R40 - Misstänks kunna ge cancer. 

R 36/37 - Irriterar ögonen och andningsorganen. 

Säkerhetsfraser 

S2 - (Förvaras oåtkomligt för barn.) 

S16 - Förvaras åtskilt från antändningskällor - rökning förbjuden. 

S33 - Vidtag åtgärder mot statisk elektricitet. 

S36/37 - Använd lämpliga skyddskläder och skyddshandskar.


Ämnesanalys 

Tabell 1. Egenskaper för acetaldehyd 

Acetaldehyd 

Molekylformel 

C 2 H 4 O 

Molekylmassa 

44.05 g/mol 

Kokpunkt 

20.8 o C 

Smältpunkt 

-123.4 o C 

Densitet 

0.783 g/cm³ 

Flash point 

-38.00 o C 

Antändningspunkt: 

140 - 185 o C 

Explosionsområde 4 - 60 % 

Ångtryck 

98 kPa 

Viskositet 

0.4 mm²/s 

Löslighet i vatten 

15.488 g/l 

Etanol 

Etanol är en färglös vätska med en karakteristisk, aromatisk lukt och är löslig i vatten. 

Den är mycket brandfarlig och ska hållas åtskild från antändningskällor. 

Den kan även reagera kraftigt med oxiderande ämnen 

Gränsvärden 

Etanol blandat med vatten är explosivt i koncentrationerna 3.3-19%. 

Personer bör ej utsättas för mer än 1 000 mg/m 3 under en arbetsdag och 1 900 mg/m 3 under 

en 15 minuters toppexponering. 

Övrig säkerhet 

Etanol ska förvaras på sval och väl ventilerad plats utan antändningskällor. 

Vid brand ska antingen pulversläckare, koldioxidsläckare eller alkoholresistant skum 

användas. 

Om en person har andats in etanol ska personen andas frisk luft och om personen har fått 

etanol i ögat ska det sköljas med vatten. 

Riskfraser 

R11 - Mycket brandfarligt. 

Säkerhetsfraser 

S2 - Förvaras oåtkomligt för barn. 

S7 - Förpackningen förvaras väl tillsluten. 

S16 - Förvaras åtskilt från antändningskällor - rökning förbjuden.


Ämnesanalys 

Tabell 2. Egenskaper för etanol 

Etanol 

Molekylformel 

C 2 H 6 O 

Molekylmassa 

46.07 g/mol 

Kokpunkt 

78.5 o C 

Smältpunkt 

-117.3 o C 

Densitet 

0.789 g/cm³ 

Flash point 

12.00 o C 

Explosionsområde 3.3 - 19 % 

Ångtryck 

5.9 kPa 

Viskositet 

1.200 mPa*s 


792.10 g/l 

Δ f Hº liquid 

-235.3 kJ/mol 

C p, vätska : 

112.4 J/mol*K 

Δ f Hº gas : 

-235.3 kJ/mol 

C p, gas : 

65.21 J/mol*K 

Dietyleter 

Dietyleter är något lösligt i vatten, men löser de flesta andra lösningsmedel bra. 

Under inverkan av ljus och luft kan eter vid lagring reagera med syret i luften och bilda 

peroxider. Dessa peroxider är explosiva och kan explodera även vid stötar på 

förvaringskärlet. 

Tabell 3. Egenskaper för dietyleter 

Dietyleter 

Smältpunkt 

Kokpunkt 

Ångtryck 

Vattenlöslighet 

-116°C 

34.5°C 

56.3 kPa 

6.9 g/l (20°C) 

Övriga biprodukter 

Förutom acetaldehyd, vatten, etanol och dietyleter kan koldioxid, metan, ättiksyra, 

formaldehyd, etylacetat och kväve förekomma. Egenskaper för dessa ämnen redovisas i 

tabell 4-9.


Ämnesanalys 

Tabell 4. Egenskaper för koldioxid 

Koldioxid 

Molekylformel CO 2 

Molekylmassa 

44.01 g/mol 

Kokpunkt 

-56.5 o C 

Smältpunkt 

-78.48 o C 

Densitet 

0.775 g/cm³ 

Flash point 

Ej brännbart 

Ångtryck 

5733 kPa 

Löslighet I vatten 

2.000 g/l 

Tabell 5. Egenskaper för ättiksyra 

Ättiksyra 

Molekylformel C 2 H 4 O 2 

Molekylmassa 

60.05 g/mol 

Kokpunkt 

118 o C 

Smältpunkt 

17 o C 

Densitet 

1.050 g/cm³ 

Flash point 

37.00 o C 

Ignition point 

465 o C 

Explosionsgränser 4.0 – 20.0 % 

Ångtryck 

1.519 kPa 

Viskositet 

1.14 mPa*s (25 °C) 


6.029 g/l 

Tabell 6. Egenskaper för formaldehyd 

Formaldehyd 

Kemisk formel 

Molmassa 

Densitet 

Smältpunkt 

Kokpunkt 

CH 2 O 

30.03 g/mol 

1 kg/m³ 

–117°C 

–19.3°C


Ämnesanalys 

Tabell 7. Egenskaper för kväve 

Kväve 

Densitet 0.0012506 g/cm 3 

Smältpunkt 

-210°C 

Kokpunkt 

-196°C 

Tabell 8. Egenskaper för metan 

Metan 

Densitet 


Smältpunkt 

Kokpunkt 

0.000717 g/cm³ 

35 g/l 

-182.5°C 

-162°C 

Tabell 9. Egenskaper för etylacetat 

Etylacetat 

Densitet 


Smältpunkt 

Kokpunkt 

0.902 g/cm³ 

0.83 g/l 

-84°C 

77.1°C


Processalternativ 1- tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Recirkulerad luft 

25 

Abs.medel 

vatten 

24 

8 

Avgas 

9 

Värmeväxlare 6 

7 

Absorptionstorn 2 

Fläkt 2 

23 

11 


1 

Luft 

2 

26 

3 4 5 

6 


Fläkt 1 

Värmeväxlare 1 Värmeväxlare 2 


14 

15 

22 

10 

Etanol 

Reaktor 

Abs.medel 

etanol 

21 


12 

Etanol 

19 


13 

Destillationskolonn 1 Destillationskolonn 2 

Vatten 

16 17 

18 

20

Recirkuelrad luft 


Processalternativ 2- tretornsabsorption med etanol och vatten 

23 


21 

22 

28 

Avgas 

13 

Abs.medel 

vatten 

14 

27 



15 

20 


19 

Fläkt 2 


18 

Acetaldehyd 

30 


7 

16 

25 

26 

Etanol 

1 

Luft 

2 

3 

4 

5 

6 

17 

Fläkt 1 


Reaktor 


Abs.medel 

etanol 


24 

29 

Etanol 

Abs.medel 

vatten 

13 

8 

9 

Destillationskolonn 2 



12 

10 

11 

Vatten 

12 

11


Processalternativ 3- kylning 

Recirkulerad luft 

15 

14 

Avgas 

13 

Flashtank 1 

Fläkt 2 

11 

12 

Acetaldehyd 

Destillationstorn 1 

Destillationstorn 2 


Etanol 

18 

1 

2 

16 

3 5 6 

7 

10 

Luft 

Fläkt 1 


Reaktor 


8 

9 

17 

Vatten 

Vatten 

4 

Etanol


Data för processalternativ 1 

Tabell 1. Flödesdata för värmeväxlare 1 


Q=605.72 kW Ström 2 Ström 26 Ström 3 

Molföde [kmol/s] 

Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.015 0.003 0.019 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.001 0.001 

Kväve 0.062 0.036 0.097 

Massflöde [kg/s] 

Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.494 0.100 0.594 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.011 0.011 

Kväve 1.729 1.000 2.729 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.222 0.090 0.178 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.010 0.003 

Kväve 0.778 0.900 0.819 

Totalflöde [kmol/s] 0.077 0.039 0.117 

Totalflöde [kg/s] 2.222 1.111 3.333 

Totalflöde [m 3 /sec] 1.911 0.961 4.586 

Temperatur [K] 298.000 293.150 473.150 

Entalpi [J/kmol] -4 375.505 -3 927 625.600 3 864 390.440 

Entalpi [J/kg] -151.872 -139 411.380 135 143.027 

Entalpi [W] -337.493 -154 901.540 450 476.761 

Densitet [kmol/m 3 ] 0.040 0.041 0.025 

Densitet [kg/m 3 ] 1.163 1.156 0.727





Q=1 382.69 kW Ström 3 Ström 10 Ström 4 


Etanol 0.000 0.022 0.022 

Syre 0.019 0.000 0.019 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.001 0.003 0.004 

Kväve 0.097 0.000 0.097 


Etanol 0.000 1.009 1.009 

Syre 0.594 0.000 0.594 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.011 0.053 0.064 

Kväve 2.729 0.000 2.729 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.950 0.230 

Syre 0.178 0.000 0.135 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.003 0.050 0.015 

Kväve 0.819 0.000 0.621 




Temperatur [K] 473.150 298.000 473.150 

Entalpi [J/kmol] 3 864 390.440 -278 467 858.000 -35 984 187.000 

Entalpi [J/kg] 135 143.027 -6 515 213.900 -1 157 744.000 

Entalpi [W] 450 476.761 -6 922 414.800 -5 089 249.700 


Densitet [kg/m 3 ] 0.727 807.468 0.790





Q=-493.12 kW Ström 5 Ström 6 


Etanol 0.002 0.002 

Syre 0.009 0.009 


Vatten 0.023 0.023 

Kväve 0.097 0.097 


Etanol 0.101 0.101 

Syre 0.278 0.278 


Vatten 0.419 0.419 

Kväve 2.729 2.729 

Massfraktion 

Etanol 0.023 0.023 

Syre 0.063 0.063 


Vatten 0.095 0.095 

Kväve 0.621 0.621 

Totalflöde [kmol/s] 0.151 0.151 

Totalflöde [kg/s] 4.396 4.396 

Totalflöde [m 3 /sec] 5.951 4.820 

Temperatur [K] 473.090 383.150 

Entalpi [J/kmol] -56 112 545.000 -59 371 988.000 

Entalpi [J/kg] -1 931 203.700 -2 043 382.700 

Entalpi [W] -8 489 249.700 -8 982 369.900 

Densitet [kmol/m 3 ] 0.025 0.031 

Densitet [kg/m 3 ] 0.739 0.912







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.001 0.001 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.007 0.007 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.001 0.001 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.008 0.008 




Temperatur [K] 293.617 283.150 

Entalpi [J/kmol] -164 323 153.000 -190 876 726.000 

Entalpi [J/kg] -3 750 619.300 -4 356 695.400 

Entalpi [W] -3 289 084.900 -3 820 580.000 


Densitet [kg/m 3 ] 1.795 417.927





Q=-10 652.904 kW Ström 22 Ström 23 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.193 1.193 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 21.486 21.486 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 373.000 303.000 

Entalpi [J/kmol] -239 285 470.000 -285 345 078.000 

Entalpi [J/kg] -13 282 362.000 -15 839 059.000 

Entalpi [W] -285 383 509.000 -340 316 442.000 


Densitet [kg/m 3 ] 0.581 988.826







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.193 1.193 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 21.486 21.486 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 303.000 278.150 

Entalpi [J/kmol] -285 345 078.000 -287 050 311.000 

Entalpi [J/kg] -15 839 059.000 -15 933 714.000 

Entalpi [W] -340 316 442.000 -342 350 186.000 


Densitet [kg/m 3 ] 988.826 1012.595







Etanol 0.401 0.401 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.054 0.054 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 18.472 18.472 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.972 0.972 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.950 0.950 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.050 0.050 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 325.000 278.150 

Entalpi [J/kmol] -275 081 064.000 -280 807 169.000 

Entalpi [J/kg] -6 435 974.300 -6 569 945.900 

Entalpi [W] -125 143 945.000 -127 748 949.000 


Densitet [kg/m 3 ] 775.482 829.980



Tabell 8. Flödesdata för reaktor 

Reaktor 



Etanol 0.022 0.002 

Syre 0.019 0.009 


Vatten 0.004 0.023 

Kväve 0.097 0.097 


Etanol 1.009 0.101 

Syre 0.594 0.278 


Vatten 0.064 0.419 

Kväve 2.729 2.729 

Massfraktion 

Etanol 0.230 0.023 

Syre 0.135 0.063 


Vatten 0.015 0.095 

Kväve 0.621 0.621 




Temperatur [K] 473.150 473.090 

Entalpi [J/kmol] -35 984 187.000 -56 112 545.000 

Entalpi [J/kg] -1 157 744.000 -1 931 203.700 

Entalpi [W] -5 089 249.700 -8 489 249.700 


Densitet [kg/m 3 ] 0.790 0.739



Tabell 9. Flödesdata för destillationskolonn 1 


Q kondensor = -10 331.382 kW Ström 13 Ström 16 Ström 14 

Q återkokare = 13 106.6354 kW 


Etanol 0.737 0.737 0.000 

Syre 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.020 0.000 0.020 

Vatten 0.122 0.122 0.000 

Kväve 0.000 0.000 0.000 


Etanol 33.956 33.956 0.000 

Syre 0.001 0.000 0.001 

Acetaldehyd 0.868 0.000 0.868 

Vatten 2.204 2.203 0.000 

Kväve 0.007 0.000 0.007 

Massfraktion 

Etanol 0.917 0.939 0.000 

Syre 0.000 0.000 0.001 

Acetaldehyd 0.023 0.000 0.990 

Vatten 0.059 0.061 0.000 

Kväve 0.000 0.000 0.008 




Temperatur [K] 298.369 350.987 293.617 

Entalpi [J/kmol] -277 139 169.000 -271 834 308.000 -164 323 153.000 

Entalpi [J/kg] -6 580 395.100 -6 460 497.400 -3 750 619.300 

Entalpi [W] -243 711 471.000 -233 605 443.000 -3 289 084.900 


Densitet [kg/m 3 ] 808.077 744.819 1.795





Q kondensor = -10 331.382 kW Ström 16 Ström 11 Ström 17 Ström 12 



Etanol 0.737 0.011 0.000 0.748 

Syre 0.000 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.122 1.193 1.218 0.098 

Kväve 0.000 0.001 0.000 0.001 


Etanol 33.956 0.496 0.000 34.452 

Syre 0.000 0.005 0.000 0.005 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 2.203 21.493 21.938 1.758 

Kväve 0.000 0.035 0.000 0.035 

Massfraktion 

Etanol 0.939 0.023 0.000 0.950 

Syre 0.000 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.061 0.976 1.000 0.049 

Kväve 0.000 0.002 0.000 0.001 

Totalflöde [kmol/s] 0.859 1.205 1.218 0.847 

Totalflöde [kg/s] 36.159 22.029 21.938 36.250 

Totalflöde [m 3 /sec] 0.049 0.022 0.024 24.708 

Temperatur [K] 350.987 285.624 372.799 350.929 

Entalpi [J/kmol] -271 834 308.000 -286 170 711.000 -280 107 940.000 -231 908 928.000 

Entalpi [J/kg] -6 460 497.400 -15 656 403.000 -15 548 353.000 -5 417 564.900 

Entalpi [W] -233 605 443.000 -344 900 622.000 -341 106 175.000 -196 386 739.000 

Densitet [kmol/m 3 ] 17.702 54.703 50.971 0.034 

Densitet [kg/m 3 ] 744.819 999.879 918.261 1.467



Tabell 11. Flödesdata för absorptionstorn 1 


Ström 6 Ström 21 Ström 13 Ström 7 


Etanol 0.002 0.746 0.737 0.011 

Syre 0.009 0 0 0.009 

Acetaldehyd 0.020 0 0.020 0 

Vatten 0.023 0.100 0.122 0.001 

Kväve 0.097 0 0 0.097 


Etanol 0.101 34.351 33.956 0.496 

Syre 0.278 0 0 0.277 

Acetaldehyd 0.869 0 0.868 0 

Vatten 0.419 1.808 2.204 0.024 

Kväve 2.729 0 0.007 2.721 

Massfraktion 

Etanol 0.023 0.950 0.917 0.141 

Syre 0.063 0 0 0.079 

Acetaldehyd 0.198 0 0.023 0 

Vatten 0.095 0.050 0.059 0.007 

Kväve 0.6210 0 0 0.773 




Temperatur [K] 383.150 278.150 298.369 302.728 

Entalpi [J/kmol] -59 371 986.000 -280 807 156.000 -277 139 169.000 -24 033 155.000 

Entalpi [J/kg] -2 043 382.600 -6 569 945.600 -6 580 395.100 -805 278.580 

Entalpi [W] -8 982 369.900 -237 562 865.000 -243 711 471.000 -2 833 671.200 


Densitet [kg/m 3 ] 0.912 829.980 808.077 1.186







Etanol 0.011 0.000 0.000 0.011 

Syre 0.009 0.000 0.009 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.001 1.193 0.001 1.193 

Kväve 0.097 0.000 0.096 0.001 


Etanol 0.496 0.000 0.000 0.496 

Syre 0.277 0.000 0.273 0.005 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.024 21.486 0.017 21.493 

Kväve 2.721 0.000 2.686 0.035 

Massfraktion 

Etanol 0.141 0.000 0.000 0.023 

Syre 0.079 0.000 0.092 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.007 1.000 0.006 0.976 

Kväve 0.773 0.000 0.903 0.002 




Temperatur [K] 302.728 278.150 278.156 285.624 

Entalpi [J/kmol] -24 033 155.000 -287 050 311.000 -2 689 236.100 -286 170 711.000 

Entalpi [J/kg] -805 278.580 -15 933 714.000 -95 198.288 -15 656 403.000 

Entalpi [W] -2 833 671.200 -342 350 186.000 -283 253.550 -344 900 622.000 


Densitet [kg/m 3 ] 1.186 1012.595 1.221 999.879





Q=604.843 kW Ström 2 Ström 30 Ström 3 


Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.015 0.004 0.019 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.000 0.000 

Kväve 0.062 0.035 0.097 


Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.494 0.113 0.607 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.007 0.007 

Kväve 1.729 0.991 2.719 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 0.000 

Syre 0.222 0.102 0.182 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.006 0.002 

Kväve 0.778 0.892 0.816 




Temperatur [K] 298.000 293.150 473.150 

Entalpi [J/kmol] -4 375.505 -2 564 080.600 4 326 408.320 

Entalpi [J/kg] -151.872 -90 692.719 151 120.712 

Entalpi [W] -337.493 -100 769.690 503 735.709 


Densitet [kg/m 3 ] 1.163 1.160 0.728





Q=1 382.688 kW Ström 3 Ström 29 Ström 4 


Etanol 0.000 0.022 0.022 

Syre 0.019 0.000 0.019 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.003 0.003 

Kväve 0.097 0.000 0.097 


Etanol 0.000 1.009 1.009 

Syre 0.607 0.000 0.607 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.007 0.053 0.060 

Kväve 2.719 0.000 2.719 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.950 0.230 

Syre 0.182 0.000 0.138 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.002 0.050 0.014 

Kväve 0.816 0.000 0.619 




Temperatur [K] 473.150 298.000 473.150 

Entalpi [J/kmol] 4 326 408.110 -278 467 858.000 -35 642 508.000 

Entalpi [J/kg] 151 120.705 -6 515 213.900 -1 145 628.200 

Entalpi [W] 503 735.716 -6 922 414.800 -5 035 990.700 


Densitet [kg/m 3 ] 0.728 807.468 0.791







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.001 0.001 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.003 0.003 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.020 0.020 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.003 0.003 


Vatten 0.000 0.000 

Kväve 0.022 0.022 




Temperatur [K] 293.172 283.150 

Entalpi [J/kmol] -160 342 236.000 -186 150 908.000 

Entalpi [J/kg] -3 692 456.200 -4 286 793.700 

Entalpi [W] -3 292 440.100 -3 822 391.000 


Densitet [kg/m 3 ] 1.781 184.244







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.187 1.187 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 21.390 21.390 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 373.000 303.000 

Entalpi [J/kmol] -239 285 481.000 -285 345 091.000 

Entalpi [J/kg] -13 282 363.000 -15 839 060.000 

Entalpi [W] -284 108 796.000 -338 796 361.000 


Densitet [kg/m 3 ] 0.581 988.826







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.187 1.187 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 21.390 21.390 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 303.000 278.150 

Entalpi [J/kmol] -285 345 091.000 -287 050 324.000 

Entalpi [J/kg] -15 839 060.000 -15 933 714.000 

Entalpi [W] -338 796 361.000 -340 821 022.000 


Densitet [kg/m 3 ] 988.826 1012.595







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.858 0.858 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 15.453 15.453 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 373.000 303.000 

Entalpi [J/kmol] -239 285 481.000 -285 345 091.000 

Entalpi [J/kg] -13 282 363.000 -15 839 060.000 

Entalpi [W] -205 257 862.000 -244 767 561.000 


Densitet [kg/m 3 ] 0.581 988.826







Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.858 0.858 

Kväve 0.000 0.000 


Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 15.453 15.453 

Kväve 0.000 0.000 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.000 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 1.000 1.000 

Kväve 0.000 0.000 




Temperatur [K] 303.000 283.150 

Entalpi [J/kmol] -285 345 091.000 -286 712 685.000 

Entalpi [J/kg] -15 839 060.000 -15 914 972.000 

Entalpi [W] -244 767 561.000 -245 940 676.000 


Densitet [kg/m 3 ] 988.826 1007.862





Q=509.368 kW Ström 27 Ström 28 


Etanol 0.613 0.613 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.077 0.077 

Kväve 0.001 0.001 


Etanol 28.261 28.261 

Syre 0.003 0.003 


Vatten 1.380 1.380 

Kväve 0.024 0.024 

Massfraktion 

Etanol 0.953 0.953 

Syre 0.000 0.000 


Vatten 0.047 0.047 

Kväve 0.001 0.001 




Temperatur [K] 276.624 283.000 

Entalpi [J/kmol] -280 542 650.000 -279 805 478.000 

Entalpi [J/kg] -6 534 044.300 -6 516 875.000 

Entalpi [W] -193 848 257.000 -193 338 889.000 


Densitet [kg/m 3 ] 830.692 789.060







Etanol 0.002 0.002 

Syre 0.009 0.009 


Vatten 0.023 0.023 

Kväve 0.097 0.097 


Etanol 0.101 0.101 

Syre 0.291 0.291 


Vatten 0.415 0.415 

Kväve 2.719 2.719 

Massfraktion 

Etanol 0.023 0.023 

Syre 0.066 0.066 


Vatten 0.095 0.095 

Kväve 0.619 0.619 




Temperatur [K] 473.090 383.150 

Entalpi [J/kmol] -55 811 592.000 -59 071 163.000 

Entalpi [J/kg] -1 919 087.900 -2 031 168.600 

Entalpi [W] -8 435 990.700 -8 928 678.900 


Densitet [kg/m 3 ] 0.739 0.913



Tabell 10. Flödesdata för reaktor 

Reaktor 



Etanol 0.022 0.002 

Syre 0.019 0.009 


Vatten 0.003 0.023 

Kväve 0.097 0.097 


Etanol 1.009 0.101 

Syre 0.607 0.291 


Vatten 0.060 0.415 

Kväve 2.719 2.719 

Massfraktion 

Etanol 0.230 0.023 

Syre 0.138 0.066 


Vatten 0.014 0.095 

Kväve 0.619 0.619 




Temperatur [K] 473.150 473.090 

Entalpi [J/kmol] -35 642 508.000 -55 811 592.000 

Entalpi [J/kg] -1 145 628.200 -1 919 087.900 

Entalpi [W] -5 035 990.700 -8 435 990.700 


Densitet [kg/m 3 ] 0.791 0.739








Etanol 0.643 0.643 0.000 

Syre 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.020 0.000 0.020 

Vatten 0.089 0.089 0.000 

Kväve 0.001 0.000 0.001 


Etanol 29.628 29.627 0.000 

Syre 0.003 0.000 0.003 

Acetaldehyd 0.869 0.000 0.869 

Vatten 1.601 1.601 0.000 

Kväve 0.020 0.000 0.020 

Massfraktion 

Etanol 0.922 0.949 0.000 

Syre 0.000 0.000 0.003 

Acetaldehyd 0.027 0.000 0.974 

Vatten 0.050 0.051 0.000 

Kväve 0.001 0.000 0.022 




Temperatur [K] 295.911 350.972 293.172 

Entalpi [J/kmol] -271 236 358.000 -271 748 549.000 -165 167 433.000 

Entalpi [J/kg] -6 392 960.800 -6 427 644.100 -3 761 158.200 

Entalpi [W] -59 086 018.000 -53 796 669.000 -3 282 655.300 


Densitet [kg/m 3 ] 793.516 744.249 1.799






Q återkokare =14 959.522 kW 


Etanol 0.002 0.000 0.002 

Syre 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.016 0.000 0.016 

Vatten 1.209 1.208 0.001 

Kväve 0.000 0.000 0.000 


Etanol 0.101 0.000 0.101 

Syre 0.001 0.000 0.001 

Acetaldehyd 0.697 0.000 0.697 

Vatten 21.773 21.759 0.014 

Kväve 0.006 0.000 0.006 

Massfraktion 

Etanol 0.004 0.000 0.123 

Syre 0.000 0.000 0.001 

Acetaldehyd 0.031 0.000 0.851 

Vatten 0.964 1.000 0.017 

Kväve 0.000 0.000 0.008 




Temperatur [K] 304.020 372.799 320.734 

Entalpi [J/kmol] -284 157 193.000 -280 107 953.000 -173 875 853.000 

Entalpi [J/kg] -15 440 449.000 -15 548 354.000 -4 042 746.600 

Entalpi [W] -348 621 725.000 -338 317 048.000 -3 312 806.600 


Densitet [kg/m 3 ] 978.194 918.261 1.613





Q kondensor = -389 158.25 kW Ström 17 Ström 20 Ström 24 Ström 25 



Etanol 0.643 0.003 0.000 0.646 

Syre 0.000 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.089 0.857 0.865 0.081 

Kväve 0.000 0.001 0.000 0.001 


Etanol 29.627 0.141 0.000 29.768 

Syre 0.000 0.003 0.000 0.003 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 1.601 15.437 15.584 1.453 

Kväve 0.000 0.025 0.000 0.025 

Massfraktion 

Etanol 0.949 0.009 0.000 0.953 

Syre 0.000 0.000 0.000 0.000 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.051 0.989 1.000 0.047 

Kväve 0.000 0.002 0.000 0.001 




Temperatur [K] 350.972 284.855 372.799 276.624 

Entalpi [J/kmol] -271 598 401.000 -286 249 504.000 -280 107 953.000 -280 542 650.000 

Entalpi [J/kg] -6 366 100.100 -15 791 487.000 -15 548 353.000 -6 534 044.300 

Entalpi [W] -198 804 088.000 -246 434 604.000 -242 308 263.000 -204 188 309.000 


Densitet [kg/m 3 ] 743.130 1 003.649 918.261 830.692







Etanol 0.000 0.002 0.002 0.000 

Syre 0.000 0.009 0.000 0.009 

Acetaldehyd 0.000 0.020 0.016 0.004 

Vatten 1.187 0.023 1.209 0.002 

Kväve 0.000 0.097 0.000 0.097 


Etanol 0.000 0.101 0.101 0.000 

Syre 0.000 0.291 0.001 0.290 

Acetaldehyd 0.000 0.869 0.697 0.171 

Vatten 21.390 0.415 21.773 0.032 

Kväve 0.000 2.719 0.006 2.713 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.023 0.004 0.000 

Syre 0.000 0.066 0.000 0.091 

Acetaldehyd 0.000 0.198 0.031 0.053 

Vatten 1.000 0.095 0.964 0.010 

Kväve 0.000 0.619 0.000 0.846 




Temperatur [K] 278.150 383.150 304.020 287.423 

Entalpi [J/kmol] -287 050 324.000 -59 071 163.000 -284 157 193.000 -10 009 449.000 

Entalpi [J/kg] -15 933 714.000 -2 031 168.600 -15 440 449.000 -348 318.720 

Entalpi [W] -340 821 022.000 -8 928 678.900 -348 621 725.000 -1 117 159.700 


Densitet [kg/m 3 ] 1 012.595 0.913 978.194 1.202





Ström 7 Ström 28 Ström 9 Ström 16 Ström 15 


Etanol 0.000 0.644 0.002 0.643 0.003 

Syre 0.009 0.000 0.000 0.000 0.009 

Acetaldehyd 0.004 0.000 0.016 0.020 0.000 

Vatten 0.002 0.087 0.001 0.089 0.000 

Kväve 0.097 0.000 0.000 0.001 0.096 


Etanol 0.000 29.667 0.101 29.628 0.141 

Syre 0.290 0.000 0.001 0.003 0.289 

Acetaldehyd 0.171 0.000 0.697 0.869 0.000 

Vatten 0.032 1.561 0.014 1.601 0.007 

Kväve 2.713 0.000 0.006 0.020 2.700 

Massfraktion 

Etanol 0.000 0.950 0.123 0.922 0.045 

Syre 0.091 0.000 0.001 0.000 0.092 

Acetaldehyd 0.053 0.000 0.851 0.027 0.000 

Vatten 0.010 0.050 0.017 0.050 0.002 

Kväve 0.846 0.000 0.008 0.001 0.861 

Totalflöde [kmol/s] 0.112 0.731 0.019 0.753 0.109 

Totalflöde [kg/s] 3.207 31.229 0.819 32.120 3.135 

Totalflöde [m 3 /sec] 2.667 0.038 0.508 0.040 2.562 

Temperatur [K] 287.423 283.150 320.734 295.911 283.165 

Entalpi [J/kmol] -5 891 381.000 -287 050 324.000 -2 689 422.400 -286 361 553.000 -7 846 459.400 

Entalpi [J/kg] -205 474.090 -15 933 714.000 -95 201.998 -15 657 010.000 -272 282.620 

Entalpi [W] -637 352.030 -66 390 477.000 -286 157.520 -66 741 671.000 -853 710.390 

Densitet [kmol/m 3 ] 0.043 56.208 0.043 54.812 0.042 

Densitet [kg/m 3 ] 1.240 1 012.595 1.222 1 002.489 1.224







Etanol 0.003 0.000 0.003 0.000 

Syre 0.009 0.000 0.000 0.009 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.000 0.858 0.857 0.001 

Kväve 0.096 0.000 0.001 0.095 


Etanol 0.141 0.000 0.141 0.000 

Syre 0.289 0.000 0.003 0.285 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.007 15.453 15.437 0.023 

Kväve 2.700 0.000 0.025 2.675 

Massfraktion 

Etanol 0.045 0.000 0.009 0.000 

Syre 0.092 0.000 0.000 0.096 

Acetaldehyd 0.000 0.000 0.000 0.000 

Vatten 0.002 1.000 0.989 0.008 

Kväve 0.861 0.000 0.002 0.897 




Temperatur [K] 283.165 283.150 284.855 283.160 

Entalpi [J/kmol] -7 846 459.400 -286 712 685.000 -286 249 504.000 -3 404 155.200 

Entalpi [J/kg] -272 282.620 -15 914 972.000 -15 791 487.000 -120 599.460 

Entalpi [W] -853 710.390 -245 940 676.000 -246 434 604.000 -359 779.960 


Densitet [kg/m 3 ] 1.224 1 007.862 1 003.649 1.199

Appendix 7, Sida 1 av 8 




Q = 604.40 kW Ström 2 Ström 16 Ström 3 

Molföde [kmol/s] 0 0 0 

Etanol 0 0 0 

Syre 0.015 0.003 0.018 

Acetaldehyd 0 0 0 

Vatten 0 0 0 

Kväve 0.062 0.0366 0.098 


Etanol 0 0 0 

Syre 0.494 0.087 0.582 


Vatten 0 0 0 

Kväve 1.729 1.023 2.752 

Massfraktion 

Etanol 0 0 0 

Syre 0.222 0.079 0.174 


Vatten 0 0 0 

Kväve 0.778 0.921 0.826 




Temperatur [K] 298.000 293.000 473.150 

Entalpi [J/kmol] -4 375.505 -150 068.010 5 138 844.200 

Entalpi [J/kg] -151.872 -5 304.171 179 455.540 

Entalpi [W] -337.493 -5 893.524 598 185.137 


Densitet [kg/m 3 ] 1.163 1.161 0.728





Q = 1 454.986 Ström 3 Ström 4 Ström 5 


Etanol 0 0.023 0.023 

Syre 0.0182 0 0.018 


Vatten 0 0.003 0.003 

Kväve 0.098 0 0.098 


Etanol 0 1.062 1.062 

Syre 0.582 0 0.582 


Vatten 0 0.056 0.056 

Kväve 2.752 0 2.752 

Massfraktion 

Etanol 0 0.950 0.239 

Syre 0.174 0 0.131 


Vatten 0 0.050 0.013 

Kväve 0.826 0 0.618 




Temperatur [K] 473.150 298.000 473.150 

Entalpi [J/kmol] 5 138 844.200 -278 467 858.000 -36 693 863.000 

Entalpi [J/kg] 179 455.540 -6 515 213.900 -1 175 183.800 

Entalpi [W] 598 185.137 -7 284 371.100 -52 312 00.200 


Densitet [kg/m 3 ] 0.728 807.468 0.794





Q = -2 543.676 Ström 6 Ström 7 


Etanol 0.002 0.002 

Syre 0.008 0.008 


Vatten 0.024 0.024 

Kväve 0.100 0.098 


Etanol 0.106 0.106 

Syre 0.250 0.250 


Vatten 0.430 0.430 

Kväve 2.751 2.751 

Massfraktion 

Etanol 0.024 0.024 

Syre 0.056 0.056 


Vatten 0.100 0.097 

Kväve 0.618 0.618 




Temperatur [K] 473.150 283.150 

Entalpi [J/kmol] -57 595 871.000 - 

Entalpi [J/kg] -1 978 847.700 -2 550 282.000 

Entalpi [W] -8 808 620.900 - 


Densitet [kg/m 3 ] 0.740 4.803



Tabell 4. Flödesdata för reaktorn 

Reaktor 

Molföde [kmol/s] Ström 5 Ström 6 

Etanol 0.023 0.002 

Syre 0.018 0.008 

Acetaldehyd 0 0.021 

Vatten 0.003 0.024 

Kväve 0.098 0.098 


Etanol 1.062 0.106 

Syre 0.582 0.250 


Vatten 0.056 0.430 

Kväve 2.752 2.752 

Massfraktion 

Etanol 0.238 0.024 

Syre 0.131 0.056 


Vatten 0.013 0.097 

Kväve 0.618 0.618 




Temperatur [K] 473.150 473.150 

Entalpi [J/kmol] - - 

Entalpi [J/kg] -1 175 184.000 -1 978 848.000 

Entalpi [W] -5 231 200.000 -8 808 621.000 


Densitet [kg/m 3 ] 0.794 0.740



Tabell 5 Flödesdata för destillationskolonn 1 


Q återkokare = 664 299.448 kW Ström 7 Ström 11 Ström 8 

Q kondensor = 0 kW 

Molföde [kmol/s 

Etanol 0.002 0 0.002 

Syre 0.008 0.008 0 

Acetaldehyd 0.021 0.021 0 

Vatten 0.024 0 0.023 

Kväve 0.098 0.098 0 


Etanol 0 0 0 

Syre 0.250 0.250 0 


Vatten 0.430 0.015 0.414 

Kväve 2.751 2.752 0 

Massfraktion 

Etanol 0.024 0.003 0.189 

Syre 0.056 0.063 0 


Vatten 0.097 0.004 0.811 

Kväve 0.618 0.698 0 



Totalflöde [m 3 /sec] 0.927 1.042 0 

Temperatur [K] 283.150 294.296 391.528 

Entalpi [J/kmol] -74 227 899.000 -29 154 173.000 -277 477 957.000 

Entalpi [J/kg] -2 550 282.000 -945 855.700 -13 633 268.000 

Entalpi [W] -11 352 297.000 -3 727 459.700 -6 960 541.000 


Densitet [kg/m 3 ] 4.803 3.779 849.456



Tabell 6. Flödesdata för destilationskolonn 2 


Q återkokare =1 016.940 kW Ström 8 Ström 10 Ström 9 

Q kondensor = -1 028.041 kW 


Etanol 0.002 0.002 0 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.023 0.001 0.022 

Kväve 0 0 0 


Etanol 0.096 0.096 0 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.414 0.009 0.405 

Kväve 0 0 0 

Massfraktion 

Etanol 0.189 0.912 0 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.811 0.088 1 

Kväve 0 0 0 



Totalflöde [m 3 /sec] 0.001 0 0 

Temperatur [K] 391.528 381.619 406.745 

Entalpi [J/kmol] 0 0 0 

Entalpi [J/kg] 0 -6 614 423.000 0 

Entalpi [W] -6 960 541.000 -698 189.000 -6 232 779.000 


Densitet [kg/m 3 ] 849.456 708.313 881.389





Q återkokare -387.354 kW Ström 10 Ström 18 Ström 17 

Q kondensor = 416.924 kW 


Etanol 0.002 0 0 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.001 0 0 

Kväve 0 0 0 


Etanol 0.096 0 0 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.009 0.005 0.004 

Kväve 0 0 0 

Massfraktion 

Etanol 0.912 0.095 0.054 

Syre 0 0 0 


Vatten 0.088 0.052 0.946 

Kväve 0 0 0 

Totalflöde [kmol/s] 0.003 0.003 0 


Totalflöde [m 3 /sec] 0 0 0 

Temperatur [K] 381.619 350.973 367.309 

Entalpi [J/kmol] -270 000 000.000 -270 000 000.000 -280 000 000.000 

Entalpi [J/kg] -6 614 423.000 -6 377 372.000 -15 000 000.000 

Entalpi [W] -698 189.000 -646 595.000 -62 694.800 


Densitet [kg/m 3 ] 708.313 743.332 910.348



Tabell 8. Flödesdata för flash 

Flash 

Molföde [kmol/s] Ström 11 Ström 13 Ström 12 

Etanol 0 0 0 

Syre 0.008 0.008 0 

Acetaldehyd 0.0208 0.001 0.020 

Vatten 0.001 0 0.001 

Kväve 0.098 0.097 0.001 


Etanol 0.001 0 0.001 

Syre 0.250 0.246 0.004 

Acetaldehyd 0.914 0.046 0.868 

Vatten 0.016 0 0.015 

Kväve 2.752 2.722 0.0298 

Massfraktion 

Etanol 0.003 0 0.011 

Syre 0.063 0.082 0.004 

Acetaldehyd 0.232 0.015 0.937 

Vatten 0.004 0 0.017 

Kväve 0.698 0.903 0.032 




Temperatur [K] 294.296 273.150 273.150 

Entalpi [J/kmol] -29 154 173.000 -2 387 719.000 -190 090 776.000 

Entalpi [J/kg] -945 855.700 -83 892.395 -4 502 506.800 

Entalpi [W] -3 727 459.700 -252 877.920 -4 171 665.000 


Densitet [kg/m 3 ] 3.779 50.129 792.172


Anläggningskostnad processalternativ 1 

Kostnadssammanfattning Processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Apparatkostnad 

Tabell 1. Apparatkostnad för processalternativ 1- tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Värmeväxlare Typ Area (sq feet) Tryck (psi) Material 

Korrigeringsfaktor 

Pris (US $) Justerat pris (US $) 

Tubvärmeväxlare, 

Stainless steel 

VVX1 

Fast, Stor 2 383 14.5 

304 1 $ 211 700.00 $ 211 700.00 

VVX2 


Fast, Stor 6 626 14.5 


304 1 $ 341 300.00 $ 341 300.00 



VVX3 

Fast, Liten 47 14.5 

304 1 $ 15 200.00 $ 15 200.00 

VVX4 


Fast, Medium 696 72.5 


304 1 $ 81 000.00 $ 81 000.00 



VVX5 

Fast, Stor 1 833 14.5 

304 2.98 $ 187 300.00 $ 558 154.00 



VVX6 

Fast, Liten 174 14.5 

304 2.98 $ 15 800.00 $ 47 084.00 



VVX7 

Fast, Stor 1 552 14.5 

304 1.51 $ 173 300.00 $ 261 683.00 

Reaktor Typ Volym[gallons] Tryck (psi) Material Pris (US $) Justerat pris (US $) 

Reaktor Tubreaktor 244 14.5 Stainless steel 1 $ 18 800.00 $ 18 800.00 

Absorber Typ Vikt (pounds) Material Pris (US $) Justerat pris (US $) 

Absorber 


Abs1 

fyllkropsskolonn 749 109.52 

304 1 $ 4 094 673.77 $ 4 094 673.77 

Abs2 

Absorber 

fyllkropsskolonn 694 174.00 


304 1 $ 4 844 160.66 $ 4 844 160.66 

Fläktar Typ Tryck (psi) Hastighet Material Pris (US $) Justerat pris (US $)


Anläggningskostnad processalternativ 1 

(cu ft/min) 

Centrifugal small Centrifugalfläkt 14.5 6 079.01 Carbon steel 1 $ 10 900.00 $ 10 900.00 

Antal 

Destillationstorn Typ Vikt (pounds) bottnar Material Pris (US $) Justerat pris (US $) 

Dest1 Klockbottenkolonn 8 140 792 40 


304 1.44 $ 29 964 744.00 $ 43 149 231.36 


Dest2 Klockbottenkolonn 383 497.1 60 

304 2.29 $ 1 694 043.00 $ 3 879 358.47 

Summa $ 41 652 921.43 $ 57 513 245.26 

Anläggningskostnader 

Tabell 2. Sammanställning av anläggningskostnaderna för processalternativ 1- tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Kostnadspost Kostnad [US $] 

Direkta anläggningskostnader 129 404 802 

Indirekta anläggningskostnader 59 313 755 

Kostnader för hjälpanläggningar - 

Summa anläggningskostnader 188 718 557


Anläggningskostnad alternativ 3 

Kostnadssammanfattning Processalternativ 3 – Kylning 

Apparatkostnad 

Tabell 1. Apparatkostnad för processalternativ 3 - kylning 

Värmeväxlare Typ Area (sq feet) Tryck (psi) Material Pris (US $) 

VVX1 Tubvärmeväxlare, Fast, Stor 2 648 14.5 Stainless Steel 304 $ 222 400.00 

VVX2 Tubvärmeväxlare, Fast, Stor 5 716 14.5 Stainless Steel 304 $ 318 600.00 

VVX3 Tubvärmeväxlare, Fast, Medium 581 14.5 Stainless Steel 304 $ 67 900.00 

Reaktor Typ Volym (gallons) Tryck (psi) Material Pris (US $) 

Reaktor1 Tubreaktor 290 14.5 Stainless Steel $ 20 400.00 

Destillationskolonn Typ Vikt (pounds) Antal bottnar Material Pris (US $) 

Dest1 Klockbottenkolonn 170 952 11 Stainless Steel 304 $ 1 027 796.00 

Dest2 Klockbottenkolonn 18 200 25 Stainless Steel 304 $ 165 248.00 

Dest3 Klockbottenkolonn 156.4 20 Stainless Steel 304 $ 26 718.00 

Fläktar Typ Tryck (psi) Hastighet (cu ft/min) Material Pris (US $) 

Blower1 Centrifugalfläkt 14.5 6 077 Carbon steel $ 10 900.00 

Flash Typ Vikt (pounds) Material Pris (US $) 

Flash1 Vertikal trycksatt tank, Medium 2 101 Stainless Steel 304 $ 22 300.00 

Summa $ 1 882 262.00 

Vald process $ 1 882 262.00


Anläggningskostnad alternativ 3 

Anläggningskostnader 

Tabell 2. Sammanställning av anläggningskostnaderna för processalternativ 3 - kylning 

Kostnadspost Kostnad [US $] 

Direkta anläggningskostnader 5 966 771 

Indirekta anläggningskostnader 2 439 242 

Kostnader för hjälpanläggningar - 

Summa anläggningskostnader 8 406 013


Uträkning dimensioner absorptionstorn 


För uträkning av absorptionstornens dimensioner användes kursmaterial för Energi och 

Miljö KET010 [17]. 

1. Val av fyllkropp 

2. Gissar area, A 

3. Beräkning av gashastighet 

4. Beräkning av vätskehastighet 

5. Beräkning av maximala gashastigheten, 

6. Beräkning av packningsvolym: 

Där och är hämtade ur ”Gas-Liquid Reactions” [18]. 

Y 1 = molbråk i gas i botten 

Y 2 = molbråk i gas i toppen 

H = dy/dx (jämviktskurvan) 

x 1 = molbråk i vätskan i botten 

G,L = mol/s, gas resp. vätska



a e = effektiv yta 

P T = totaltryck 

C T = totalt molflöde i vätska 

Förutsatt att: 

Antas också att skillnaden mellan ingående och utgående gasström är C = 0. 

Absmedel 

Gasström efter absorption 

x 2 

L 2 

Y 2 

G 2 

Gasström innan absorption 

Absmedel med absorberat medium 

Y 1 

G 1 

x 1 

L 1 

Figur 1. Principskiss över ett absorptionstorn 

Genom att plotta gashastigheten och maximala gashastigheten mot tvärsnittsarean kan 

ett lämpligt A väljas.



Gashastighet (m/s) 

6,0 

5,0 

4,0 

3,0 

2,0 

1,0 

0,0 

0,0 10,0 20,0 30,0 40,0 50,0 60,0 

Tvärsnittsarea (m) 

V0G (m/s) 

V0G max (m/s) 

Figur 2. Val av tvärsnittsarea i absorptionstorn 1 med hjälp av gashastigheten 

3,50 

3,00 

Gashastighet (m/s) 

2,50 

2,00 

1,50 

1,00 

0,50 

0,00 

0,00 10,00 20,00 30,00 40,00 50,00 60,00 

Tvärsnittsarea (m) 

V0G (m/s) 

V0G max (m/s) 

Figur 3. Val av tvärsnittsarea i absorptionstorn 2 med hjälp av gashastigheten



Processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Tabell 1. Data för beräkning av höjd och diameter för processalternativ 1 

Absorptionskolonn 1 Absorptionskolonn 2 

Q G [m 3 /s] 4.82 2.97 

A [m 2 ] 7 6 

d [m] 2.99 2.76 

Y 1 0.130 0.091 

Y 2 3.64∙10 -5 3.18∙10 -5 

H 4.66 6.57 

x 1 0.022 8.94∙10 -3 

G [mol/s] 151.3 117.9 

L [mol/s] 846.0 929.5 

a e [m 2 /m 3] 35 35 

P T [Pa] 1∙10 5 1∙10 5 

C T [mol/m 3 ] 1.93∙10 4 5.54∙10 4 

[m/s] 1.6∙10 -4 1.2∙10 -4 

[mol/m 2 s Pa] 1.29∙10 -5 1.05∙10 -5 

4.34∙10 -6 5.15∙10 -6 

0.050 0.052 

V [m 3 ] 164.2 154.4 

h [m] 25.5 27.7 

Beräknat h är packningshöjden plus två meter på grund av rörledning och dylikt.


Uträkning dimensioner destillationskolonner 

Uträkning av destillationstornens diametrar och höjd 

Följande beräkningar är gjorda med förenklade modeller ur ”A Guide to Chemical 

Engineering Process Design and Economics” [19]. 

Uträkning av destillationstornens diameter 

Där 

är Souders-Brown konstant som kan sättas till 0.04-0.08 m/s. 

Där V är den maximala molära flödeshastigheten i tornet. 

Uträkning av destillationstornens höjd 

Då antalet bottnar var kända genom simulering, kunde en förenklad metod för 

uträkning av destillationstornens höjd användas. 

Där fås ur figur 4-31 (b) i “A Guide to Chemical Engineering Process Design and 

Economics” [19]. 

För diametrar upp till 1 m kan det antas att H t är 0.5 m. För större diametrar används:


Uträkning dimensioner destillationskolonner 


Tabell 1. Data för tvåtornsabsorption med etanol och vatten för beräkning av destillationstornens diameter och 

höjd 


K SB [m/s] 0.08 0.08 

[kg/m 3 ] 744.8 918.3 

[kg/m 3 ] 1.8 1.5 

V [kmol/s] 0.88 2.06 

M g [kg/kmol] 43.8 42.8 

Bottnar, N 40 60 

m 40 8.2 

M L [kg/kmol] 42.0 18.0 

Botteneffektivitet 0.30 0.30 

u L [Pa s] 

u s,g 1.63 2.0 

D [m] 4.1 6.2 

H t [m] 1.24 1.4 

H a [m] 165.3 210.5 

Processalternativ 3 - Kylning 

Tabell 2. Data för kylningen för beräkning av destillationstornens diameter och höjd 

Destillationskolonn 1 Destillationskolonn 2 Destillationskolonn 3 

K SB [m/s] 0.08 0.08 0.08 

[kg/m 3 ] 849.5 881.4 910.3 

[kg/m 3 ] 8.8 708.3 743.3 

V [kmol/s] 0.15 0.025 0.003 

M g [kg/kmol] 30.8 40.5 4.3 

Bottnar, N 11 25 20 

m 24 4.1 7.1 

M L [kg/kmol] 24.5 18.0 18.6 

Botteneffektivitet 0.18 0.4 0.16 

u L [Pa s] 

u s,g 0.78 0.2 0.04 

D [m] 0.93 0.2 0.02 

H t [m] 0.5 0.5 0.5 

H a [m] 30.6 31.3 62.5


Beräkning av dimensioner på flash 


Flashens dimensioner kan beräknas genom följande formler och Figur 1, hämtade ur 

kursmaterial för Projektering KET050 [20]: 

Q G 

h g 

d 

u g 

Feed 

h l 

V L 

Q L 

Figur 1. Principskiss över en flash 

[m/s] 

[m 3 ] 

[m 2 ] [m] 

[m]




Tabell 1. Data för flashtornet i processalternativ 3 - kylning 

Beskrivning 

Värde 

θ L [min] Uppehållstid för vätskan I kolonnen 10 

ρ L [kg/m 3 ] Vätskans densitet 792.2 

ρ G [kg/m 3 ] Gasens densitet 50.1 

Q L [m 3 /min] Vätskeflödet 0.07 

Q G [m 3 /min] Gasflödet 0.06 

u g [ ] Gasens viskositet 0.25 

V L [m 3 ] Volymen i kolonnen 0.70 

A [m 2 ] Kolonnens bottenarea 0.24 

d [m] Kolonnens diameter 0.56 

h [m] Kolonnens höjd 3.9


Massaberäkning av vertikala kärl 


Vid beräkning av massan för vertikala kärl användes givna samband ur ”Product and 

Process Design Principles” [21]. 

För att beräkna vikten av tankar utnyttjades följande samband, där D i är 

innerdiametern, t s är väggtjockleken, L är längden på tanken och är densiteten på 

materialet på tanken. Vid nyttjandet av följande samband antas att väggarna i tanken är 

lika tjocka som botten och toppen på tanken. 

För att räkna ut räkna ut väggtjockleken (t p ) utnyttjades följande samband: 

Där S är maximala töjningstryck som tanken kan utsättas för vid vis temperatur och E är 

svetsningsfaktorn. Designtrycket (Pd) beräknas med hjälp av följande samband, där P 0 är 

driftstrycket. Trycken anges i övertryck: 

Tabell 1. Definitioner för beräkning av massa för vertikala kärl 

D i [m] 

t s [m] 

L [m] 

[kg/m 3 ] 

P 0 [bar] 

P d [bar] 

S [Psi] 

E 

t p [m] 

W [kg] 

Innerdiameter 

Väggtjockleken 

Tankens längd 

Densitet rostfritt stål 

Driftstryck 

Designtryck 

Maximalt töjningstryck 

Svetsningsfaktorn 

Väggtjockleken 

Kärlets massa




Tabell 2. Data för tvåtornsabsorption med etanol och vatten för beräkning av destillationstornens massa 


D i [m] 4.10 6.20 

t s [m] 0.20 0.63 

L [m] 165.3 210.5 

[kg/m 3 ] 7 963.6 7 963.6 

P 0 [bar] 1 1 

P d [bar] 47.0 47.0 

S [Psi] 15 000 15 000 

E 0.5 0.25 

t p [m] 0.20 0.63 

W [kg] 3 598 780 23 443 660 

Tabell 3. Data för tvåtornsabsorption med etanol och vatten för beräkning av absorptionskolonnernas massa 


D i [m] 1.91 1.38 

t s [m] 0.125 0.110 

L [m] 23.462 25.736 

[kg/m 3 ] 7 963.6 7 963.6 

P 0 [bar] 1 1 

P d [bar] 47.0 47.0 

S [Psi] 15 000 15 000 

E 0.375 0.313 

t p [m] 0.125 0.110 

W [kg] 339 790.361 314 872.031 


Tabell 4. Data för kylningen för beräkning av destillationstornens massa 


D i [m] 0.93 0.30 

t s [m] 0.095 0.03 

L [m] 30.6 31.3 

[kg/m 3 ] 7 963.6 7 963.6 

P 0 [bar] 3 3 

P d [bar] 47.0 47.0 

S [Psi] 15 000 15 000 

E 0.25 0.25 

t p [m] 0.095 0.03 

W [kg] 77 543 8 255.4



Tabell 5. Data för kylningen för beräkning av destillationstornens massa 


Flash 

D i [m] 0.02 0.55 

t s [m] 0.002 0.02 

L [m] 62.5 3.96 

[kg/m 3 ] 7 963.6 7 963.6 

P 0 [bar] 1 40 

P d [bar] 47.0 47.0 

S [bar] 15 000 15 000 

E 0.25 0.85 

t p [m] 0.002 0.015 

W [kg] 70.9 953.0


Beräkning av kostnad för klockbottnar och fyllkroppar 

Beräkning av kostnad för klockbottnar 

För beräkning av kostnad för klockbottnar användes ” A Guide to Chemical Engineering 

Process Design and Economics” [22]. 

där korrigering för klockbottnar sätts till 1.3, I 2005 = 236 och I 1982 =122. Där I är 

nettoprisindex för respektive år [23]. 

Processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Tabell 1. Kostnad för klockbottnar för processalternativ 1 


C P 800 250 

F BM 2 2 

N Act 40 60 

f q 1 1 

C BM 64 000 30 000 

K [$] 160 944 75 443 

Processalternativ 2 – tretornsabsorption med etanol och vatten 



C P 500 800 500 

F BM 2 2 2 

N Act 30 30 40 

f q 1 1 1 

C BM 30 000 48 000 40 000 

K [$] 75 443 120 708 100 590

Processalternativ 3 – Kylning 



Beräkning av kostnad för klockbottnar och fyllkroppar 


C P 300 200 200 

F BM 2 2 2 

N Act 11 25 20 

f q 1.5 1 1 

C BM 9 900 10 000 8 000 

K [$] 24 896 25 148 20 118 

Beräkning av kostnad för fyllkroppar 

För beräkning av kostnad för fyllkroppar användes ” A Guide to Chemical Engineering 

Process Design and Economics” [23]. 

där korrigering för klockbottnar sätts till 1.3, I 2005 = 236 och I 1982 =122. Där I är 

nettoprisindex för respektive år [24]. 


Tabell 4. Kostnad för fyllkroppar för processalternativ 1 


C P 1∙10 5 1.5∙10 5 

F BM 2.2 2.2 

C BM 2.2∙10 5 3.3∙10 5 

K [$] 425 574 638 361


Uträkning dimensioner värmeväxlare 

Beräkning av värmeväxlarytor 

Vid beräkning av värmeväxlarytor användes följande formler där k är tagen ur ”A Guide 

to Chemical Enginerring Process Design and Economics” [25]. 

T varm,in 

T kall,in 

T varm,ut 

T kall,ut 

Figur 1. Principskiss över de varma och kalla strömmarna i en värmeväxlare 

Figur 2. Principskiss över temperaturprofilerna i en värmeväxlare. Samt vilka formler som gäller för beräkning av 

storlek på värmeväxlarytor



Där 

och 


Tabell 1. Data för värmeväxlarna i tvåtornsabsorption med etanol och vatten, värmeväxlare 1-3 

VVX1 VVX2 VVX3 

T varm,in [°C] 230 230 200 

T varm,ut [°C] 230 230 110 

T kall,in [°C] 25 79 20 

T kall,ut [°C] 200 200 20 

Q [J/s] 604 842 1 382 687 493 120 

ΔT 1 [°C] 30 151 180 

ΔT 2 [°C] 205 30 90 

[°C] 91.1 74.9 130.0 

Medium Kondenserande ånga Kondenserande ånga Kylvatten 

k [W/m 2 K] 30 30 900 

A [m 2 ] 221.4 615.6 4.2 

Tabell 2. Data för värmeväxlarna i tvåtornsabsorption med etanol och vatten, värmeväxlare 4-6 


T varm,in [°C] 21 100 80 

T varm,ut [°C] 10 30 5 

T kall,in [°C] 5 10 0 

T kall,ut [°C] 5 10 0 

Q [J/s] 531 495 54 932 933 2 033 744 

ΔT 1 [°C] 16 90 80 

ΔT 2 [°C] 5 20 5 

[°C] 9.5 69.5 27.1 

Medium Kylvatten Kylvatten Kylvatten 

k [W/m 2 K] 900 900 900 

A [m 2 ] 62.4 1 311.5 162.0



Tabell 3. Data för värmeväxlarna i tvåtornsabsorption med etanol och vatten, värmeväxlare 7 

VVX7 

T varm,in [°C] 52 

T varm,ut [°C] 5 

T kall,in [°C] 0 

T kall,ut [°C] 0 

Q [J/s] 4 844 285 

ΔT 1 [°C] 52 

ΔT 2 [°C] 5 

[°C] 20.1 

Medium 

Kylvatten 

k [W/m 2 K] 900 

A [m 2 ] 268.2 


Tabell 4. Data för värmeväxlarna i kylningsalternativet, värmeväxlare 1-3 


T varm,in [°C] 230 230 200 

T varm,ut [°C] 230 230 20 

T kall,in [°C] 25 79 5 

T kall,ut [°C] 200 200 5 

Q [J/s] 604 416 1 454 986 2 543 677 

ΔT 1 [°C] 30 151 195 

ΔT 2 [°C] 205 30 5 

[°C] 91.1 74.9 51.9 

Medium Kondenserande ånga Kondenserande ånga Kylvatten 

k [W/m 2 K] 30 30 900 

A [m 2 ] 221.3 647.8 54.5


Uträkning dimensioner reaktor 

Beräkning av storlek på reaktor 

Genom att storleken på reaktortuberna var känd kunde reaktorns volym beräknas. 

Tubernas dimensioner [26] sätts approximativt till 0.021 m i diameter, d, med en längd, 

L, på 0.7 m. För dessa dimensioner är molflödet i varje tub, , känt till 0.0312 mol/s. 

Med hjälp av dessa värden samt reaktorns tillflöde, F, som var känt ur simuleringen, 

kunde antalet tuber, n, beräknas genom: 

Reaktorns totala volym, V, kunde sedan beräknas genom: 

Tabell 1. Reaktorvolym för de två valda processalternativen 

2-tornsabsorption 

Kylning 

F [mol/s] 141.3 142.6 

Antal tuber 4 529 4 570 

V [m 3 ] 1.1 1.1


Anläggningskostnad och driftskostnad - beskrivning 

Kostnadsuppskattning 

För att beräkna den totala kostnaden för en anläggning summeras anläggningskostnaden och 

driftkostnaden. 

Anläggningskostnad 

För att underlätta kostnadsuppskattningen av anläggningskostnaden delas kostnaden upp i 

olika kostnadsposter enligt tabell 7.2 i ”Projekteringsmetodik” [27], som redovisas nedan. 

Tabell 1. Checklista för uppdelning av kostnadsposter 

Direkta anläggningskostnader 

Processanläggning 

Apparater 

Kringutrustning (40-160%) 

Rördragning 

Fastfasprocesser (10-20%) 

Fast/vätska/gas (14-43%) 

Gas-/västefasprocesser (43-80%) 

Instrumentering 

Enkel apparatur (10%) 

Utan reglering (15%) 

Standardreglering (30%) 

Datorreglering (45%) 

Elutrustning (2-11%) 

Fundament (0-5%) 

Stag (0-3%) 

Isolering (5-8%) 

Målning (1%) 

Installation (43-63%) 

Batchningsutrustning (7-13%) 

Byggnation 

Byggnader för processen 

Gas-/vätskeprocess (6-45%) 

Fastfasprocess (15-70%) 

Markförbättringar (13-16%) 

Indirekta anläggningskostnader 

Nivå 1 

Frakt och försäkringar (3-5%) 

Lönepåslag (70%) 

Ingenjörsarbete (7-10%)



Nivå 2 

Ändringskonstruktioner eller pilotanläggningar (13-17%) 

Arbetsintensiva projekt (22-25%) 

Entreprenad (4-11%) 

Oförutsett (15%) 

Kostnader för hjälpanläggningar 

Processer (17-25%) 

Byggnader (2-6%) 

Genom att dela upp kostnadsposterna förenklas dels översynen av kostnaderna och ger en 

bättre överblick över var kostnaderna ligger, plus att själva uppskattningen förenklas genom att 

man utnyttjar olika tumregler och eventuell erfarenhet. De direkta anläggningskostnaderna 

består mesta dels av utrustning, kringutrustning och byggnader, medan de indirekta 

kostnaderna står för kostnaden för att få anläggningen användbart skick med undantag för 

installationskostnader. 

Som nämnts tidigare görs uppskattningen av anläggningskostnaden genom att man utnyttjar 

tumregler av kostnadsposterna vilket görs genom att införa påslagsfaktorer som räknas som 

procent, baserade på apparatkostnaderna, se Appendix 7 - 13. Påslagen gäller för inköpspris av 

apparater i standardutförande och exklusive frakt. Påslagsfaktorerna för kostnaderna som 

gäller för den direkta anläggningskostnaden summeras för alla apparater i det beräknade 

processalternativet. 

Nedan beskrivs påslagsfaktorer och kostnadsposter. För storlek på påslagsfaktorerna se Tabell 

1. 

Kringutrustning: Till kringutrustningen tillkommer ett flertal underposter. Alla påslag görs på 

apparatkostnaden. Beroende på vid vilket tillstånd mediet är i rören läggs olika påslag på vid 

rördragning. För instrumentering beror det på hur avancerad utrustningen är, enklare 

utrustning kräver lägre pålägg, medan för mer avancerade apparater blir regleringen dyrare. 

Dessutom krävs ett påslag för elutrustning. För att kompensera för tyngre apparater görs 

fundament för förankring av dem. För att förankra dem görs påslag på stag med. Påslag för 

isolering görs på lågtemperatur processer upp till 100°C. För målning av apparaterna och 

kringutrustning läggs också påslag på. 

Installation: För installationsarbetet tas en direkt lönekostnad ut som påslag på 

apparatkostnaden. 

Batchningsutrustning: Påslaget för batchingsutrustning läggs på processer som körs satvis. I 

första hand gäller det transportutrustning och förrådstankar.



Byggnation: Beroende på vilken process som körs är kraven olika på byggnaderna. Man brukar 

skilja mellan gas och vätske processer och fastfasprocesser. Sen påverkar även klimat och 

liknande betingelser. Sen görs även ett påslag för markförbättringar som inkluderar röjning, 

pålning, vägbygge, p-platsbygge, staketuppsättning, grävning, dränering och 

avloppsinstallation. 

Frakt och försäkring: Påslag på apparat och kringutrustning görs för frakt och försäkring av 

anläggningen. 

Lönepåslag: Täcker social avgifter, övertid, ersättare vid sjukdom etc. Påslaget görs på 

installationskostnaden. 

Ingenjörsarbete: Vanligtvis brukar kostnaden för ingenjörsarbete inkludera projektering, 

detaljkonstruktion, dokumentation och uppstart. För uppstarten inkluderar man då även löner 

för extra personal. Till kostnaderna inkluderas också löner för förmän, uppförande av 

temporära byggnader, hyra av verktyg och maskiner, samt allt annat småfix som inte klarades 

av vid installationen. För vanliga anläggningar används påslaget som rekommenderas i Tabell 1 

för ingenjörsarbetet på direkta anläggningskostnader. Dock vid ändringskonstruktioner och 

pilotanläggningar eller vid mer arbetsintensiva projekt används de andra påläggen som anges i 

Tabell 1. 

Entreprenad: För anläggningar som projekteras av externa företag tillkommer extra kostnader 

antingen genom ett påslag på direkt anläggningskostnad enligt Tabell 1 eller 3-8% på summan av 

direkt anläggningskostnad och indirekt anläggningskostnad nivå 1. 

Oförutsett: Inkluderar kostnader som uppstår vid ett senare stadie men som man vid 

förprojekteringsstadiet ej kan förutse. Bland annat inkluderar det förseningar på grund av 

väder och strejk. Antingen räknas det enligt påslaget i Tabell 1 på direkt anläggningskostnad 

eller 10% på summan av direkt anläggningskostnad och indirekt anläggningskostnads nivå 1. 

Hjälpanläggningar: Består av anläggningar som förser processen med ånga, el, tryckluft etc. De 

kan antingen vara redan inkluderade i huvudprocessen eller så är de självständiga processer 

som dessutom tillgodoser andra processer. Vid alternativ två görs ett pålägg på direkta och 

indirekta anläggningskostnader. Därefter kan det behövas byggnader som kontor, labblokaler, 

verkstad etc. 

Driftkostnad 

Likadant som för anläggningskostnaderna delas kostnaderna för driftkostnader upp i olika 

kostnadsposter enligt Tabell 2 för att få en bättre överblick och försäkra sig om att inget 

förbises. Likadant läggs också olika påslagsfaktorer på de olika kostnadsposterna enligt 

tumregler.

Tabell 2. Checklista för uppdelning av poster för driftkostnader 

Bundet kapital 

Lagerhållning av råvaror 

Lagerhållning av produkter 

Reservdelar 

10-12% underhåll reperationer 

Direkta rörliga kostnader 

Råvaror 

Biprodukter; intäkt eller kostnad 

Hjälpkemikalier, lösningsmedel etc. 

Katalysator 

El, vatten, ånga etc. 

Deponering av avfall 

Underhåll och reperationer (2-10%) 

Driftspersonal 

Driftledning (10-20%) 

Laboratoriearbete (10-20%) 

Licensutgifter 

Ränta för mark 

Indirekta rörliga kostnader 

Overhead för personal 

Skiftpersonal 

Dagpersonal 

Administration 

Distribution och försäljning 

Forskning och utveckling 



Före uppstart av anläggningen görs en uppskattning av bundet kapital. Till bundet kapital 

räknas material som inte kan omsättas direkt, vilket innebär att man måsta ha lagerhållning. 

Den totala summan av det bundna kapitalet hålls bunden under hela livslängden av 

anläggningen trots att materialet omsätts kontinuerligt. 

Råvaror: För att kunna hantera logistiken med leverantörerna måste råvarorna lagerhållas en 

viss tid. Dessutom när lagret av råvaror börjar ta slut måste nya beställas och även detta kräver 

en viss minimim tid. Normal lagerhållningstid brukar ligga mellan 2 dagar till 1månad, dock 

försöker man välja så kortad tid som möjligt för att minimera kostnaderna. Om inget speciellt 

anges rekommenderas en lagerhållningstid på 1 vecka. Beräkning av råvaror kostnaderna görs 

genom att ta hänsyn till den förväntade lagerhållningstiden och förbrukningen. Kostnaden slås 

på årsvis basis med hjälp av en annuitetsfaktor enligt nedan, där X är räntan och N är antal år.



Produkter: Innan produkterna säljs måste även dessa förvaras. För produkterna gäller ungefär 

samma princip för produkterna som för råvarorna, dock kan max tiden vara lite längre innan 

produkterna säljs. 2 dagar till 2 månader är normalt. 

Reservdelar: För att undvika driftavbrott i processen när diverse delar går sönder eller slits ut, 

måste reservdelar lagerhållas. Dessa räknas också in i det bundna kapitalet med påslag på 

underhåll och reparationer med hjälp av tumregler. 

Till de rörliga kostnaderna räknas allt som omsätts kontinuerligt under ett år såsom förbrukning 

av material och löner. 

Råvaror: Gäller den årliga kostnaden baserat på de fastställda tonpriserna som fås av den årliga 

förbrukningen. 

Biprodukter: Beroende på om biprodukterna är en belastning för processen eller om de har ett 

marknads värde och går att sälja fås en kostnad alternativt vinst. Den årliga kostanden/vinsten 

beräknas på samma sätt som för råvaror. 

Vattenförbrukning: För vattnet sätts ett pris på mellan 7-13 kr/m 3 enligt tumregler. Detta 

inkluderar både fasta och rörliga avgifter. 

Elförbrukning: Anges i kWh/år. En kostnad på 25öre/kWh är rekommenderad, detta inkluderar 

båda fasta och rörliga kostander, dock ej moms och energiskatt. Vid fast penningvärde ligger 

elpriset ungefär kostant. 

Deponering av avfall: Beroende på vilket avfall man vill deponera tas olika avgifter ut. För 

vanligt harmlöst avfall krävs en minimikostnad på 50-200 kr/ton med frakt inkluderat. För 

miljöfarligt avfall bero kostanden på den nationella basis som SAKAB hanterar. Kostnaden är 

baserad på erforderlig hantering och kvittbildning. 

Underhåll och reparationer: Tumregel beståendes av 2-10% av totala anläggningskostanden 

används för att beräkna den årliga kostanden för underhåll och reparationer. I det är löner och 

material inkluderade. 

Driftpersonal: Kostanden för driftpersonalen gäller den direkta lönen för skiftarbete. En 

rekommenderad lön ligger på mellan 10 000 – 15 000 kr/månad och skift. För att beräkna 

antalet anställa per skift används en modulmetod enligt nedan . Modulmetoden är hämtad från 

A Guide to Chemical Engineering Process Design and Economics [28]. Antalet anställda som 

krävs kan skilja ganska rejält beroende på vad det är för process man kör.

Tabell 3. Modulmetod för uppskattning av driftpersonalens storlek 

Apparat 

Driftpersonal/skift/apparat 

Värmeväxlare 0.1 

Kolonn 0.2-0.5 

Reaktor 0.5 

Indunstare 0.3 

Centrifug och filter 0.05-0.2 



Driftledning: För driftledningen görs ett påslag motsvarande 10-20% på driftpersonal enligt 

tumregel. 

Laboratoriearbete: Likadant som för driftledning kan här göras ett påslag på driftpersonalen på 

10-20%. Detta inkluderar både direkt lön och laboratoriematerial. 

Licensutgifter: För processer som utvecklas inom de egna leden är kostanden noll. För övrigt är 

det väldigt svårt att uppskatta kostnaden på förprojekteringsstadiet. Dock en rimlig gissning 

ligger på ca 3% av den årliga driftkostanden. Men kostanden kan vara så stor som 6% av den 

totala driftkostnaden. 

Ränta för mark: Denna kostnad kan i stor sett försummas. Väderstegringen bör ligga i samma 

storleksordning som kostnaden för upplåning av kapital för inköp av marken. 

Indirekta rörliga kostnader inkluderar kostnader som tillkommer 

Overhead för personal: För skiftpersonal, personal för reparation och underhåll, driftledning 

och laboratoriepersonal måste overheadkostnaderna läggas till. Overheadkostanden täcker 

sociala avgifter, övertidstillägg osv. För att beräkna kostanden görs ett påslag på 70% på 

skiftpersonal och 50% på dagspersonal enligt tumregel. 

Administration: För administrations omkostnader görs ett påslag på 25% på overhead 

Distribution och försäljning: I det fall då distributionskostnaden har bakats in i den intäkt som 

man kan förvänta för produkterna kan kostanden beräknas som 10% av totala driftskostnaden. 

Forskning och utveckling: Beroende på vilken verksamhet som bedrivs och hur mycket 

forskning som krävs utgör kostanden olika mycket. För läkemedel kan man räkna med 10% av 

totala driftkostnaden, för övriga verksamheter kan man räkna med 1-3% av totala 

driftkostanden. 

För att beräkna den totala driftkostnaden summeras alla kostnader förutom licensutgifter, 

distribution och försäljning samt forskning och utveckling. Dessa tre poster adderas separat och 

beräknas därefter på summan av de övriga kostnaderna.


Investering och känslighetsanalys - beskrivning 

Investering och känslighetsanalys 

Investeringskalkylering 

Investeringskalkyleringen har genomförts enligt följande: 

Penningvärdet har fastställts till fast. Kostnader och intäkter har grupperats som 

grundinvestering vid år noll, G, årliga utbetalningar U i , och årliga inbetalningar, I i . 

Som kalkylmetod har valts den absoluta metoden summa nuvärde, S n . Den ekonomiska 

livslängden, N, har satts till 10 år. Storleken på kalkylräntan, X, har satts till 0.15. 

Summa nuvärde kan då beräknas till [29]: 

Då konstant årlig inbetalning antas kan summa nuvärde skrivas som [29]: 

Där nuvärdesfaktorn beräknas med [29]: 

Och den årliga nettobetalningen beräknas som [29]: 


Känslighetsanalysen har utförts genom att utgå från summa nuvärdet. Sedan har summa 

nuvärdet brutits ned i posterna råvaror, produkter, löner och energi. Dessa poster har 

sedan rangordnats efter sjunkande betydelse, de poster som kan anses vara försumbara 

i förhållande till summa nuvärde bortses från. 

Av de kvarvarande posterna som kan anses vara osäkra skattas ett tänkbart intervall. 

Resultatet av detta plottas som summa nuvärde mot posten.


Investering och känslighetsanalys - beskrivning 

Tabell 1. Poster känsliga för produktionen rangordnade efter betydelse för processalternativ 1 - tvåtornsabsorption 

med etanol och vatten 

Post 

1 Pris Energi 45 % 

2 Pris produkt (acetaldehyd) 25 % 

3 Pris råvara (etanol) 25 % 

4 Löner 5 % 

Tabell 2. Poster känsliga för produktionen rangordnade efter betydelse för processalternativ 3 - kylning 

Post 

1 Pris produkt (acetaldehyd) 45 % 

2 Pris råvara (etanol) 35 % 

3 Pris energi 15 % 

4 Löner 5 % 

De poster som kan anses vara osäkra är pris råvara, pris energi och pris produkt.


Intäkter 

Intäkter 

Intäkterna baseras på priserna i Appendix 22. 


Tabell 1. Intäkter per år för processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Intäkter per år [US $] 

Producerad acetaldehyd 25 077 582 

Producerad el 31 632 267 

Oreagerad etanol 461 333 

Summa intäkter 57 171 182 


Tabell 2. Intäkter per år för processalternativ 3 - kylning 

Intäkter per år [US $] 

Producerad acetaldehyd 25 077 582 

Producerad el 861 314 

Oreagerad etanol 395 429 

Summa intäkter 26 334 325


Driftskostnad 

Driftskostnader 


Tabell 1. Driftskostnader för processalternativ 1 – tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Driftskostnader Kostnad per år [$] 

Bundet kapital 1 134 367 

Direkta rörliga kostnader 155 883 163 

Indirekta rörliga kostnader 925 650 

Total summa driftskostnader 157 943 180 


Tabell 2. Driftskostnader processalternativ 3 - kylning 

Driftskostnader Kostnad per år [$] 

Bundet kapital 145 432 

Direkta rörliga kostnader 32 789 801 

Indirekta rörliga kostnader 577 027 

Total summa driftskostnader 33 512 260




Personalbehovet har beräknats enligt en modulmetod hämtad från ”A Guide to Chemical 

Engineering Process Design and Economics” [28]. Lönekostnaden är satt till 22 000 kr per 

månad och anställd. 


Tabell 1. Driftpersonal för processalternativ 1 

Apparat Antal Skift Driftpersonal/skift/apparat 

Värmeväxlare 7 3 0.1 

Kolonn 5 3 0.2 

Reaktor 1 3 0.5 

Indunstare 0 3 0.3 

Centrifug och filter 0 3 0.05 

Totalt 6.6 

Processalternativ 2 - tretornsabsorption med etanol och vatten 







Centrifug och filter 0 3 0.05 

Totalt 7.8 








Centrifug och filter 0 3 0.05

Totalt 4.8 


Driftspersonal


Priser 

Priser 

Följande priser är hämtade ur ”Prices & People 2005” [14]. 

Tabell 1. Kemikaliepriser för etanol och acetaldehyd 

Kemikalie Pris per liter [$] Pris per kg [$] 

Etanol 0.74 0.940 


Försäljningspris oreagerad etanol 0.11 0.14 

Tabell 2. Inköpspris respektive försäljningspris för el 

Inköpspris el 

Försäljningspris el 

Pris 

0.042 $/kWh 

0.014 $/kWh


Investering och känslighetsanalys – Processalternativ 1 

Investering och känslighetsanalys- Processalternativ 1- 

tvåtornsabsorption med etanol och vatten 


Tabell 1. Summa nuvärde processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten 

Grundinvestering vid år noll, G 188 718 557 

[US $] 

Årliga utbetalningar [US $] U i 175 316 930 

Årliga inbetalningar [US $] I i 57 171 182 

Årliga nettoinbetalningen [US $] a i -118 145 748 

Nuvärdesfaktor f n 5.02 

Summa nuvärde [US $] S n -781 664 729 


Tabell 2. Känslighetsanalys processalternativ 1 - tvåtornsabsorption med etanol och vatten med avseende på 

etanolpriset 

Halverat pris Dagens pris Dubblerat pris 

Kostnad etanol [US $] 14 343 638 28 687 276 57 374 553 

Årliga utbetalningar [US $] 160 973 292 175 316 930 204 004 207 

Årliga inbetalningar [US $] 57 171 182 57 171 182 57 171 182 

Årliga nettoinbetalningar -103 802 110 -118 145 748 -146 833 025 

[US $] 

Summa nuvärde [US $] -709 677 327 781 664 729 -925 639 534 


acetaldehydpriset 


Kostnad acetaldehyd [US $] 12 538 791 25 077 582 50 155 165 



Årliga nettoinbetalningar [US $] -130 684 539 -118 145 748 57 171 182 

Summa nuvärde [US $] -844 594 021 -781 664 729 98 210 379


Investering och känslighetsanalys – Processalternativ 1 


elpriset 





Årliga nettoinbetalningar [US $] -59 980 348 -118 145 748 -234 476 548 

Summa nuvärde [US $] -489 746 045 -781 664 729 -1 365 502 098


Investering och känslighetsanalys- Processalternativ 3 

Investering och känslighetsanalys- Processalternativ 3 - kylning 


Tabell 1. Summa nuvärde processalternativ 3 - kylning 

Grundinvestering vid år noll, [US $] G 8 406 013 

Årliga utbetalningar [US $] U i 37 198 610 

Årliga inbetalningar [US $] I i 26 334 325 

Årliga nettoinbetalningen [US $] a i -10 864 285 

Nuvärdesfaktor f n 5.02 

Summa nuvärde [US $] S n -62 931 343 


Tabell 2. Känslighetsanalys processalternativ 3 - kylning med avseende på etanolpriset 


Kostnad etanol [US $] 15 119 882 30 239 765 60 479 529 



Årliga nettoinbetalningar [US $] 4 255 598 -10 864 285 -41 104 049 

Summa nuvärde [US $] 12 951 848 -62 931 343 -214 697 725 

Tabell 3. Känslighetsanalys processalternativ 3 - kylning med avseende på acetaldehydpriset 





Årliga nettoinbetalningar [US $] -23 403 076 -10 864 285 26 334 325 

Summa nuvärde [US $] -125 860 635 -62 931 343 123 759 872


Investering och känslighetsanalys- Processalternativ 3 

Tabell 4. Känslighetsanalys processalternativ 3- kylning med avseende på elpriset 


Kostnad acetaldehyd [US $] 693 529 1 387 057 2 774 114 



Årliga nettoinbetalningar [US $] -10 170 756 -10 864 285 -12 251 342 

Summa nuvärde [US $] -59 450 684 -62 931 343 -69 892 662


Beräkning av ångproduktion 

Ångproduktion 

Ångan som tillverkas kan maximalt få en temperatur på 200°C. 

Antar att den skapade ångan har en temperatur på 190°C. 

[30]

final report - Kemiteknik - Lunds Tekniska HÃ¶gskola

Create successful ePaper yourself

Delete template?

Save as template?