Integrering av processer för produktion av drivmedelsetanol från stärkelse och cellulosa

Transkript

1 Integrering av processer för produktion av drivedelsetanol från stärkelse och cellulosa Maria Ingvarsson, Hanna Jaeger, Hanna Nilsson, Ea Swensson & Annette Wendt Handledare: Prof. Guido Zacchi (Institutionen för keiteknik) Karin Öhgren Ph.D (SEKAB International) Institutionen för Keiteknik Lunds Tekniska Högskola Lunds Universitet Maj 2007 I

2 Saanfattning Intresset för drivedelsetanol har ökat kraftigt under de senaste åren, detta både på grund av en stundande kliatförändring och en ökande efterfrågan på olja. Geno att utöka användandet av drivedelsetanol och satidigt utveckla den inheska produktionen skulle beroendet av oljan kunna inskas. Drivedelsetanol kan antingen blandas i vanlig bensin eller användas rent i specialtillverkade etanolbilar. Enligt EU:s drivedelsdirektiv från år 2003 sattes en ålsättning att 2 % av allt transportbränsle ska utgöras av biodrivedel vid år 2005 och 5.75 % vid år Målsättningen ska delvis uppfyllas ed hjälp av låginblandning av drivedelsetanol i bensin. I dagsläget är denna inblandningsgräns 5 % en ett förslag på att tillåta inblandning upp till 10 % har lagts fra. I nuläget har Sverige inte öjlighet att uppfylla EU:s ålsättningar på grund av brist på etanol. För att kunna öka inblandningen av etanol i bensin åste större ängder etanol iporteras eller den inheska produktionen öka. En förprojektering har gjorts i syfte att designa en anläggning för tillverkning av årston drivedelsetanol. Målet har varit att integrera cellulosa- och stärkelsebaserad etanolproduktion eller eventuellt cellulosa- och sockerbaserad. Etanolen skall produceras från en läplig jordbruksråvara, där hela råvaran utnyttjas. Faktorer so har beaktas vid val av råvara är avkastning, förhållandet ellan stärkelse- och cellulosautbyte per odlad areal, logistik och anläggningslokalisering. De integrerade processernas produktionskostnad och anläggningskostnad har beräknats och jäförts ed alternativet att köra stärkelse- och cellulosaprocesserna separat. Processernas ekonoiska lönsahet har sedan utvärderats. Råvaror innehållande både stärkelse och cellulosa har studerats och valet föll på att vidare studera vete/vetehal och eventuellt ajs/ajsblast. Detta efterso att de båda har hög avkastning, etanolutbyte sat lignin- och stärkelsehalt. De har även bra lagringsöjligheter och går att odla i Europa, där det finns ett stort behov av drivedelsetanol. För att gynna drivedelsetanolen har den skattebefriats i en del länder. Ungern anses därför vara en läplig lokalisering efterso de både är en fullvärdig EU-edle och har hundraprocentig skattebefrielse. Ungen är även en stor producent av både vete och ajs per invånare. Från den stärkelserika delen av råvaran fås en proteinrik biprodukt so kan användas till foder och från den cellulosarika delen fås en biprodukt so kan användas so värepellets. Två olika integreringsalternativ valdes för er ingående studier. Den första var att geensat försockra och ferentera förbehandlad cellulosa tillsaans ed stärkelse, SSF. Den andra var att hydrolyserad cellulosa blandas in i satidig försockring och ferentering tillsaans ed stärkelse, SHF/SSF. Processerna designades för vete och vetehal då detta elternativ ansågs est intressant. Majs har lite lägre stärkelsehalt en satidigt har ajsblasten en högre ligninhalt, vilket skulle ge ett lägre etanolutbyte en ett högre värevärde i bränslet so fås från biprodukten. II

3 Processberäkningar för destillation och indunstning utfördes ed hjälp av flowsheetingprograet Aspen Plus, resterande enhetsoperationer beräknades för hand eller ed hjälp av MatLab. För att utvärdera de olika processernas etanolutbyte användes ett edelvärde ellan de rena cellulosa- och stärkelseprocesserna. Detta edelvärde blev 0.35 liter etanol per kilogra torrsubstans. Medelvärdet jäfördes i sin tur ed etanolutbytet för de två integrerade processalternativen, 0.34 l/kgts för SSF respektive 0.32 l/kgts för SHF/SSF. Investeringskostnaden beräknades ed hjälp av Ulrichs etod och påläggsfaktorer. Det gav en totalkostnad för SSF på 730 MSEK, edelkostnaden låg på 740 MSEK. Däreot för SHF/SSF låg totalkostnaden på 1005 MSEK, alltså högt över edel. Anläggningarna kalkylerades ed en ekonoisk livslängd på 15 år ed en internränta på 10 % och de årliga utbetalningarna beräknades ed Ulrichs etod. Försäljningspriset på etanol sattes till 5.50 kr/l, vilket edförde att SHF/SSF skulle gå ed förlust. Trots att SHF/SSF ger både foder och bränsle so biprodukt kunde inte den höga produktionskostnaden på 6.31 kr/l uppvägas, utan processen gav en årlig förlust på 15 MSEK. Det årliga överskottet i SSF låg på 68 MSEK relativt 38 MSEK för edelvärdet, nästan lika stor vinst so för ren stärkelse, 71 MSEK. Produktionskostnaden för SSF låg på 4.78 kr/l, vilket jäfördes ed edelvärdet för de båda rena processerna so låg på 5.40 kr/l. Stärkelsens produktionskostnad låg på 5.12 kr/l. Alltså skulle SSF ge en nästan lika stor vinst so för ren stärkelse en ha en lägre produktionskostnad, vilket gör den indre beroende av inkoster från biprodukten. Den bildade biprodukten skulle kunna användas för att försörja den egna anläggningen ed energi. Trots att utbytet av etanol per kilogra råvara inte var högre än edelvärdet för de rena processerna, kan ändå stora vinster göras ed en integration där cellulosa och stärkelse satidigt försockras och ferenteras tillsaans. Detta efterso integreringen edför att både investeringskostnaden och energibehovet sänks. Alltså anses denna integrationsöjlighet intressant. Det krävs dock vidare studier för att se o de antaganden so gjorts är öjliga att genoföra. III

4 Innehållsförteckning 1 INLEDNING BAKGRUND METOD LITTERATURSTUDIE STÄRKELSEPROCESSEN Förbehandling Hydrolys Ferentering Upparbetning CELLULOSAPROCESSEN Förbehandling Hydrolys Ferentering Upparbetning RÅVAROR Spannål Majs Sockerrör Sockerdurra (sweet sorghu) DISKUSSION OCH SLUTSATS MARKNADSÖVERSIKT INTERNATIONELL PRODUKTION AV ETANOL PRODUKTIONSPRISER LAGAR OCH REGLERINGAR UNGERN Infrastruktur Jordbruk PROCESSDESIGN INTEGRATIONSMÖJLIGHETER PROCESSBERÄKNINGAR BIPRODUKTER EKONOMI Apparatkostnader Kalkyler Känslighetsanalys DISKUSSION OCH SLUTSATSER...36 IV

5 6 KÄLLFÖRTECKNING...39 BILAGA 1 PROCESSSCHEMA BILAGA 2 FRAMSTÄLLNING BILAGA 3 UPPARBETNING BILAGA 4 DESTILLATION I ASPEN PLUS BILAGA 5 INDUNSTNING I ASPEN PLUS BILAGA 6 APPARATKOSTNADER BILAGA 7 KALKYLBERÄKNINGAR BILAGA 8 ENZYMER BILAGA 9 REAKTOROFFERT V

6 1 Inledning 1.1 Bakgrund Intresset för drivedelsetanol har ökat kraftigt under de senaste åren, detta både på grund av en stundande kliatförändring och en ökande efterfrågan på olja. I jäförelse ed fossila bränslen bidrar användandet av drivedelsetanol till ett litet nettoutsläpp av växthusgasen koldioxid. Detta efterso etanol fraställs från förnyelsebara råvaror och när dessa odlas bryter de ned ungefär saa ängd koldioxid so bildas då etanolen förbrukas so bränsle i bilotorer. [1] Drivedelsetanol kan antingen blandas i vanlig bensin eller användas rent i specialtillverkade etanolbilar. Den ökande efterfrågan på olja i världen, sat att kostnaden för oljeutvinning troligtvis koer att öka, resulterar i ett osäkert oljepris. Sverige är idag helt beroende av oljeiport, vilket skapar stor känslighet för pris- och tillgångsförändringar. Geno att öka användandet och satidigt utveckla den inheska produktionen av drivedelsetanol skulle beroendet av oljan kunna inskas. [1] USA och Brasilien har en stor inhesk produktion av drivedelsetanol, från ajs respektive sockerrör. USA producerade under år iljoner liter och Brasilien iljoner liter. Europa har än så länge en relativt liten inhesk produktion (4084 iljoner liter, år 2004). [2] Enligt EU:s drivedelsdirektiv från 2003 sattes en ålsättning att 2 % av allt transportbränsle ska utgöras av biodrivedel vid år 2005 och 5.75 % vid år Målsättningen ska delvis uppfyllas ed hjälp av låginblandning av drivedelsetanol i bensin. Men enligt EU:s nuvarande kvalitetskrav på en axial etanolinblandning på 5 % blir ålsättningen för år 2010 i stort sätt oöjlig. [3] Därför har ett förslag på att tillåta inblandning upp till 10 % lagts fra [4]. I dagsläget har Sverige inte öjlighet att uppfylla EU:s ålsättningar på grund av brist på etanol. För att kunna öka inblandningen av etanol i bensin åste större ängder etanol iporteras eller den inheska produktionen öka. 1.2 Metod En förprojektering har gjorts i syfte att designa en anläggning för tillverkning av årston drivedelsetanol. Målet har varit att integrera cellulosa- och stärkelsebaserad etanolproduktion eller eventuellt cellulosa- och sockerbaserad. Processer för att producera etanol från stärkelse respektive cellulosa har studerats. Detta för att undersöka olika integreringsöjligheter och hur de påverkar energi- och produktionskostnaderna. Etanolen skall produceras från en läplig jordbruksråvara. Viktiga faktorer so har beaktats vid val av råvara är avkastning, förhållandet ellan stärkelse- och cellulosautbyte per odlad areal, logistik och anläggningslokalisering. Beroende på råvaruval och hur integreringen designas får biprodukten, bestående av en icke-ferenterbar bioassa, olika saansättning. Olika alternativ för tillvaratagandet av biprodukten har därför beaktats. Syftet ed den producerade drivedelsetanolen är att den ska blandas in i bensin och kräver därför vidare absolutering för att uppnå kvalitetskraven. 1

7 Två olika integreringsalternativ valdes för er ingående studier. Processberäkningar och kostnadsuppskattningar har gjorts för att bedöa deras ekonoiska lönsahet. Integrationsalternativen har sedan jäförts ed alternativet att köra stärkelse- och cellulosaprocesserna separat. Processberäkningarna för destillations- och indunstningsanläggningarna utfördes i flowsheeteingprograet Aspen Plus. Kostnadsuppskattningarna genofördes huvudsakligen enligt Ulrichs etod. För att ytterligare kunna jäföra de olika anläggningarna har de kalkylerats över 15 år ed en realränta på 10 %. Det årliga nettoöverskottet har bestäts ed annuitetsetoden, total vinst ed nuvärdesetoden och återbetalningstiden har bestäts ed paybacketoden ed hänsyn till ränta. Även produktionskostnaden per liter etanol har beräknats. 2

8 2 Litteraturstudie Drivedelsetanol från jordbruksråvaror kan idag teoretiskt fraställas ed tre olika processer, från cellulosa, stärkelse eller socker. Cellulosa är en glukospolyer so är länkad ed β-bindningar i långa kedjor. Växters stjälkar är ofta cellulosarika och det är cellulosan tillsaans ed andra polysackarider so utgör växtens cellväggar. Polysackariderna so oger cellulosan brukar benänas heicellulosa och består huvudsakligen av pentospolyerer (fe kol). Stärkelse är en blandning av två glukospolyerer so är länkade till varandra ed glykosidiska bindningar. Stärkelse förekoer oftast i växters rötter eller kärnor. Vanligt socker är sackaros so består av glukos och fruktos. Socker i olika forer förekoer i flera växter, sockerbetor och sockerrör är exepel på jordbruksråvaror ed hög sockerhalt. [5] I dagsläget fraställs huvuddelen av världens drivedelsetanol från socker eller stärkelse, processen för fraställning från cellulosa är ännu inte fullt utarbetad. Processerna för att utvinna etanolen skiljer sig ellan de olika typerna. För stärkelse och cellulosa är huvudstegen de saa. Först sker en förbehandling för att koa åt glukoskedjorna, sedan en hydrolys för att bryta ner de till enskilda glukosolekyler. Glukosolekylerna ferenteras därefter till etanol so slutligen destilleras och absoluteras. För sockerrika växter räcker det ed att en sockerlösning pressas fra ur råvaran. Denna sockerlösning kan sedan ferenteras direkt. En presentation av stärkelse- och cellulosaprocessen följer nedan, för sockerprocessen gäller saa so vid stärkelse från och ed ferenteringssteget. 2.1 Stärkelseprocessen Tekniken för att producera etanol från stärkelse är väl utvecklad och processen är densaa oavsett vilken stärkelserik råvara so används [6]. Vid fraställning av drivedelsetanol används för det esta en kontinuerlig process efterso det oftast ger en högre produktionskapacitet [5]. Processen åskådliggörs scheatiskt för spannål i figur 1 [6]. 3

9 Förbehandling Ferentering Vatten Enzyer Jäst Koldioxid Stärkelserik växt Malning Hydrolys Ferentering Fodertorkning Destillation Djurfoder Absolutering Etanol Upparbetning Figur 1. Översikt av etanoltillverkning från stärkelse Förbehandling Syftet ed förbehandlingen är att exponera och bryta ner stärkelsen inför ferenteringen. Spannål och liknande råvaror als först, oftast i en haarkvarn, för att få lago partikelstorlek. Målet är att göra stärkelsen lättåtkolig för enzyerna utan att göra partiklarna så så att de orsakar proble i den fortsatta processen. Probleen so kan uppstå är hög viskositet och igensättningar vid upparbetning av biprodukten. [5] Hydrolys Innan stärkelsen kan ferenteras åste de långa glukoskedjorna spjälkas upp till ferenterbart socker, denna process kallas hydrolys. Hydrolysen sker i tre olika steg: inäskning, likvifiering och försockring. Hydrolysen beskrivs av den keiska reaktionsforeln: (C 6H10O5 ) n + nh 2O nc6h12o6 4

10 Inäskning Efter alning sker inäskning i en slurrytank. Inäskning innebär att stärkelsen löses upp i en vätska, vilket krävs för att enzyerna ska kunna vara aktiva och det edför även att stärkelselösningen blir er lätthanterlig. De alda spannålskornen blandas ed både färskvatten och drankvatten (upp till 40 % av det totala vattnet). Drankvattnet so blandas in koer från uppreningsenheterna senare i processen, dels från centrifugen och dels från indunstningsteget (var kondenserad ånga). Blandningen so nu kallas äsk, värs för att stärkelsen lättare ska lösas upp. [5] Stärkelse är uppbyggd av en linjär polyerkedja, aylos, och en grenad polyerkedja, aylopektin, där en grenpunkt förekoer efter ungefär var 25:e enhet. Halterna aylos och aylopektin skiljer sig ellan olika stärkelseråvaror, vilket påverkar deras egenskaper när de sväller i vattenlösningar. När stärkelsen löses i vatten och värs bryts vätebindningarna so håller saan stärkelsekornen och kornen börjar svälla. Vilken teperatur so krävs för att få stärkelsen att svälla beror dels på aylos- aylopektinförhållandet och dels på kornstorleken. Ju större andel aylos desto högre åste teperaturen vara efterso deras linjära struktur gör att det ligger tätt och de får därför starka vätebindningar, se tabell 1. [5] Tabell 1. Teperatur då stärkelsen sväller sat aylos- aylopektinhalterna för ajs och vete [5]. Teperatur då stärkelsen sväller [ C] Aylos [%] Aylopektin [%] Majs, standard Majs, ed hög ayloshalt Vete En större kornstorlek gör att de yttre vätebindningarna blir svagare, vilket edför att en större kornstorlek erfordrar en lägre teperatur [5]. För att inska energiåtgången används så lite vatten so öjligt, det är också viktigt ed effektiv oröring för att inte bränna äsken [7]. När stärkelsen är löst i vätskan leds den vidare till en jetkokare och en steriliseringstank för att steriliseras. Steriliseringen är nödvändig för att undvika bakterier so kan skada enzyerna eller jästen och däred leda till försärad eller helt avstannad jäsning. Mäsken steriliseras geno upphettning ed hjälp av ånga. Det finns två olika tekniker för sterilisering i kontinuerliga processer. I den ena tekniken värs äsken oentant till cirka 120 C under 20 inuter i en kolonn, i den andra sker upphettningen till cirka 140 C under 3 inuter i sala U-forade tuber. Det åtgår totalt indre energi för den första tekniken. [5] Likvifiering I likvifieringen, so sker efter inäskningen, hydrolyseras en del av stärkelsen ed hjälp av terostabila α-aylaser (till exepel Terayl SC/ Liquozye SC från Novozyes, g/kg råvara [8]) [9]. De är endoenzyer det vill säga att de till största del hydrolyserar de linjära polyerbindningarna itt i kedjan. Detta resulterar 5

11 i kortare oligosackaridkedjor so kallas dextriner. Även en del grenade, så kallade α- begränsande dextriner bildas. Detta gör att äsken blir er lättflytande, vilket är det huvudsakliga syftet ed likvifieringen. [5] Ju er viskositetshöjande änen so råvaran innehåller desto er enzyer åste tillsättas. So exepel innehåller vete er viskositetshöjande änen än ajs och behöver av den orsaken er enzyer [10]. I likvifieringskaaren (flashkaaren) sänks teperaturen till ellan C och ph-värdet bör ligga ellan för att enzyerna ska vara effektiva [8]. Vanligtvis sänks teperaturen till 85 C efterso gluten lätt bildar beläggningar vid teperaturer över 100 C [11]. Då äsken leds in i likvifieringskaaren passerar den en tryckutjänare och en del vatten flashas av. Justeringen av ph åstadkos geno att tillsätta NaOH och kalk [9]. För att enzyerna ska ha optial aktivitet och stabilitet tillsätts kaliujoner. Mäsken passerar likvifieringskaaren so ett pluggflöde ed en insta uppehållstid på 30 inuter, dock helst er än 60 inuter för att få önskad fördelning av kedjelängder. Däred fås en lägre viskositet och äsken blir er lätthanterlig. [5] Försockring Mäsken från likvifieringen kan antingen ledas vidare till en försockringstank eller direkt till en ferentor. I försockringstanken ska stärkelsen och dextrinet hydrolyseras till glukos. Teperaturen sänks till under 70 C och ph-värdet till geno tillsats av antingen svavelsyra, dranken från destillationen eller en blandning av båda. Därefter tillsätts enzyerna glukoaylas (till exepel Spirizye Fuel från Novozyes, l/ton råvara) so har optial aktivitet, över 90 %, vid ph [8] Glukoaylas hydrolyserar både linjära och grenade bindningar. De linjära bindningarna hydrolyseras relativt snabbt från ändarna edan de grenade bindningarna, α-begränsande dextriner, klyvs långsaare och bara till en viss del. Försockringen tar från 45 inuter upp till 6 tiar, beroende på hur snabbt glukosen bildas. [5] Efter försockringen är glukoshalten ungefär 21 vikts- % [7]. En svårighet ed försockringen är att jölksyrabakterier kan överleva vid 60 C och proble ed infektioner har lett till att äsken i ånga fall istället leds direkt till ferentorn. Då äsken inte leds via försockringstanken kyls den efter likvifieringen i en väreväxlare till cirka C, därefter tillsätts glukoaylasenzyerna (Spirizye Fuel l/ton råvara och eventuellt Novozy eller Viscozye L för att reducera viskositeten [8]) och vanlig bagerijäst (Saccharoyces cerevisiae). Därpå leds äsken till ferenteringen. Detta alternativ kallas för satidig försockring och ferentering, SSF. [5] Ferentering I ferentorn sker den slutgiltiga försockringen och den bildade glukosen ferenteras ed hjälp av jästsvapar till etanol och so biprodukt bildas koldioxid [7]. Reaktionen kan beskrivas ed den keiska foreln: C + 6H12O6 2 CH3CH2OH 2 CO2 Ferenteringen kan ske satsvis i tankar, i kaskadkopplade tankar eller i kontinuerliga syste [9]. Geno att se till så att en ferenteringstank alltid är i töningsfas blir 6

12 satsvisaprocesser totalt sett kontinuerliga. Fedbatch är en variant av satsvis ferentering där äsken tillförs kontinuerligt till jästlösningen tills ferenteringstanken är full. Därefter slutförs ferenteringen under satsvisa förhållanden. Geno den här tekniken undviks en alltför hastig näringstillförsel till jästen. Ferenteringen avbryts när allt socker jästs ut. [11] Ferenteringen avbryts vanligtvis då etanolkoncentrationen uppgår till 8.5 vikts- %, efterso etanol är bakteriedödande och höga halter häar därför jästens produktivitet [5]. Jästen i ferenteringstankarna förökar sig kontinuerligt, varför ny jäst inte behöver tillföras såvida inga störningar inträffar. För att få jästen att trivas tillsätts keikalier och näringsänen so exepelvis kväve, fosfor och agnesiu. [7] Ferenteringen är ycket teperaturkänslig och behöver bevakas noggrant [7]. Efterso det under ferenteringen frigörs energi åste ferentorn kylas. Noralt ökar teperaturen 6-8 C under en ferenteringscykel. Jästen är est produktiv vid 35 C och varje ökad grad häar ferenteringen efterso jästen inte kan hantera högre teperaturer. Även risken för infektioner och andra stressfaktorer ökar ed teperaturen. För att undvika kraftiga teperaturökningar på grund av övergödning av jästen, det vill säga för snabb glukosproduktion, är det viktigt att enzyerna frigör glukosen i lago hastighet sat att enzyerna är lago doserade. Det so blir kvar efter ferenteringen är alkohol, vatten, aldehyder, finkelolja, ketoner och en blandning av protein, fett och vitain från råvaran. [7] Upparbetning Destillation Efter ferentorn destilleras äsken för att avskilja etanolen från biprodukterna. Destillationen sker i flera seriekopplade kolonner efterso det sänker energibehovet [7]. Detta är en av de est energikrävande enhetsoperationerna i processen och det är därför viktigt ed energibesparande åtgärder i detta processteg [9]. Mäsken atas in i itten på den första stripperkolonnen, etanol och vattenånga drivs av i toppen och återstoden av äsken, den så kallade dranken, tas ut i botten. [9] En del av dranken kan recirkuleras till inäskningen (slurrytanken) eller blandas in innan äsken leds till ferentorn. Recirkulation edför indre färskvattenanvändning och fungerar även so näringskälla i ferentorn. En nackdel ed recirkulationen är att o den inte hanteras korrekt kan systeet infekteras. [5] Vattenångan och etanolen so drivits av i toppen kräver ytterligare avskiljning av föroreningar och vatten för att få en så ren etanol so öjligt. Föroreningarna är biprodukter, exepelvis etanol, propanol och aldehyder, so bildats under ferenteringen och de avskiljs i en rektifikationskolonn. [9] Kokpunkten för ren etanol är 78.3ºC och för vatten 100ºC. Kokpunkten för blandningen beror på proportionerna av de ingående änena. En azeotropblandning uppstår då etanolkoncentrationen uppgår till 95.6 vikts- %. Azeotropblandningen har en lägre kokpunkt än ren etanol, vilket edför att 95.6 vikts- % är den axiala koncentrationen so kan uppnås vid traditionell destillation. [9] 7

13 Absolutering Etanolen absoluteras efter destillationen för att avlägsna återstoden av vattnet. Den est beprövade etoden är azeotropdestillation, en den är både kostsa och energikrävande. En annan etod är ebranfiltrering, en även den är kostsa och har kort livslängd. I dagsläget sker absoluteringen vanligtvis ed olekylsiktar. Fördelen ed denna etod är bland annat att den har lång livslängd och har relativt låga driftskostnader edan nackdelen är att investeringskostnaden är hög. Molekylsiktarna består av syntetiska zeoliter, exepelvis kristallina aluiniusilikater, so under tryck adsorberar så olekyler ed dipoler. Därför adsorberas vattenolekylerna edan etanolen passerar igeno olekylsikten. [9] Gränsen för hur låg vattenhalt so kan erhållas i en olekylsikt är 20 pp [5]. Efter ungefär 5-10 inuter är kolonnen ättad och bör regenereras. För att få en kontinuerlig process växlas ströen över till en ny kolonn. Vid regenereringen av den ättade kolonnen inskas trycket och en del av den producerade etanolångan får passera i otsatt riktning geno kolonnen och sveper ed sig vattenolekylerna. [9] Etanolångan tillsaans vattenolekylerna leds sedan tillbaka till destillationen [7]. Indnstning och torkning Dranken so tas ut ur botten på stripperkolonnerna tas till en centrifug där vattnet separeras från de fasta partiklarna. En fraktion ed vätska so i stort sett är fri från partiklar och en fraktion ed partiklar i en liten ängd vätska erhålls. Vätskefraktionen transporteras via en bufferttank till en indunstningsanläggning där lösningen indunstas i flera steg. Där drivs vatten av och en uppkoncentrering från kring 5 % torrsubstans till en sirap på ungefär 30 % åstadkos. En del av vattnet so drivs av vid indunstningen tappas av och resterande återförs till inäskningen (slurrytanken). [7] Fraktionen ed ycket partiklar, våtkakan, består av jäst och rester från spannålen, fräst proteiner och fibrer. Våtkakan blandas i en blandskruv ed sirapen från indunstningen och sluttorkas. I torken är teperaturen drygt 100 C och efter torkningen blir halten torrsubstans ungefär 92 %. De torkade spannålsresterna har en teperatur på ungefär 100 C när de länar torken och åste därför kylas innan de kan lagras. [7] Spannålsresterna kan säljas so ett proteinrikt djurfoder antingen so sirap från indunstningen ed en torrhalt på 30 % eller so pellets ed en torrhalt på inst 88 % från torken [9]. Pelletsen kallas DDGS (distillers dried grains with solubles) och den blöta sirapen GDS [9] [10]. Sirapen kan säljas o det finns gårdar ed djurbestånd tillräckligt nära anläggningen, vilket edför inskad energiåtgång i torken [10]. 8

14 2.2 Cellulosaprocessen Tekniken för att producera etanol från cellulosa är ännu inte helt färdigutvecklad. I nuläget finns ingen fullskalig process utan de flesta är fortfarande på pilotstadiet, där olika öjligheter för hur processen ska se ut undersöks. Processen i helhet ed de olika variationerna åskådliggörs scheatiskt i figur 2. [12] Starksyra hydrolys Syraåtervinning Cellulosarik växt Svagsyra hydrolys Ferentering Enzyatisk hydrolys Förbehandling Enzy produktion Satidig försockring och ferentering (SSF) Destillation Etanol Figur 2. Översikt av etanoltillverkning från cellulosa Förbehandling Innan cellulosan hydrolyseras förbehandlas råvaran ekaniskt så att den finfördelas och blir er ottaglig för fortsatt behandling. Exepel på ekaniska förbehandlingsetoder är flisning och alning. Beroende på vilken av de tre hydrolysetoderna, se figur 2, so används behövs eventuellt ytterligare förbehandling. Hydrolysetoderna ed stark- eller svagsyra behöver inte fortsatt förbehandling edan enzyatisk hydrolys kräver det. Anledningen till att den enzyatiska hydro-lysen behöver vidare förbehandling är att enzyerna inte koer åt obehandlad cellulosa. [13] Vidare förbehandling inför enzyatisk hydrolys kan ske ed keiska etoder så so ångbehandling ed alkali, syror eller organiska lösningsedel. Ånga tillsaans ed syra hydrolyserar heicellulosan. Behandlingen innebär att bioassan utsätts för ånga ed högt tryck och hög teperatur ( o C och 6-34 bar) i ett par sekunder upp till ett 20-tal inuter [14]. Därefter sänks trycket kraftigt, vilket gör att bioassan exploderar och på så sätt finfördelas den satidigt ännu 9

15 er. Denna etod har visat sig vara väldigt effektiv på bioassa. För att förbehandla jordbruksrester kan även en liknande etod användas där bioassan behandlas ed flytande aoniak vid hög teperatur och högt tryck. [12] Det finns även biologiska förbehandlingsetoder såso exepelvis ligninlösande ikroorganiser so ökar hydrolyseringen av cellulosan. Metoden kräver lite energi en ovandligshastigheten är låg och ikroorganiserna konsuerar en del heicellulosa och cellulosa. [12] Hydrolys Cellulosan och heicellulosan åste spjälkas till enkla sockerarter för att kunna ferenteras. Det finns i princip tre olika sätt att bryta ned cellulosan och heicellulosan, ed hjälp av koncentrerad syra, utspädd syra eller ed enzyer. Starksyraetoden Koncentrerad syra, såso svavelsyra eller saltsyra tillsätts vid låg teperatur (under 100 o C). Metoden ger få biprodukter och högt utbyte en det är probleatiskt att separera socker och syra sat att återvinna syran på ett iljövänligt sätt. Ett ytterligare proble är att koncentrerad syra är ycket korrosivt. Starksyrahydrolys är en gaal teknik so kräver stora ängder energi och ger upphov till allvarliga iljöproble. Metoden användes under andra världskriget då inga iljö- eller energikrav ställdes. [13] [15] Svagsyraetoden Här sönderdelas cellulosan och heicellulosan till ferenterbara sockerarter ed hjälp av utspädd syra (~1-2 vikts- %). Metoden kräver högt tryck och hög teperatur på grund av den låga koncentrationen, en den höga teperaturen ger i sin tur en snabb reaktion (inuter). Efterso syran är utspädd blir probleen ed korrosion indre för denna etod än för etoden ed koncentrerad syra, en den ger dock fler biprodukter och lägre utbyte. [16] Enzyatiska etoden Sönderdelningen i denna etod sker ed hjälp av enzyer so ed ett salingsnan kallas för cellulaser. De tre enzyerna, endo-glukanas (EG), cellobiohydrolas (CBH) och β-glukosidas, so behövs för att ovandla cellulosan till socker produceras av rötsvapen Trichodera Reesei. Fördelen ed den enzyatiska etoden är att den ger ett högt utbyte och sker ed en selektiv reaktion utan biprodukter.[16] Enzyerna har axial aktivitet vid teperaturer ellan o C och ph [17]. Ett proble ed den enzyatiska hydrolysen är att den är tidskrävande (96h) [12]. Ett annat proble är att cellulosan är skyddad ot enzyatisk attack, vilket kräver förbehandling. Dessuto är enzyerna dyra. [16] 10

16 Den enzyatiska hydrolysen sker i tre steg där de tre olika typerna av enzyer katalyserar var sitt steg. I det första steget attackerar endoglukanas de aorfa delarna av cellulosan och kapar av långa fragent av kedjan, vilket skapar ånga nya kedjeändar. Nästa enzy, cellobiohydrolas, fäster vid ändarna och spaltar av cellobios so består av två glukosenheter. Cellobios klipps sedan upp till enkla glukosolekyler ed enzyet β-glukosidas. [12] Processen illustreras i figur 3. Figur 3. Enzyatisk hydrolys av cellulosa [12]. En nackdel ed cellulaserna är att de häas av slutprodukterna. En ökande ängd glukos och cellobios resulterar i att hydrolysen går långsaare. Cellobios verkar er häande än glukos, varför ett överskott av β-glukosidas används för att inska cellobioskoncentrationen. Ett annat sätt att otverka detta proble är satidig hydrolys och ferentering, så kallad SSF, där slutprodukterna ferenteras bort i takt ed att de skapas och häar däred inte vidare hydrolys. [12] Det sker fortfarande ycket forskning kring enzyerna, bland annat för att sänka kostnaden och för att göra enzyerna effektivare. Den enzyatiska etoden bedös so den teknik so koer att vara viktigast i fratiden. [16] [18] Ferentering Ferenteringen kan ske antingen so ett separat steg eller satidigt ed hydrolysen. Sker ferenteringen separat filtreras det fasta aterialet, fräst lignin, so kvarstår efter hydrolysen bort och vidarebehandlas till värepellets. Resterande del går vidare till ferenteringsprocessen. [12] Ferentering sker ed jästsvapen Saccharoyces Cerevisiae. Ett proble ed detta är att jästen endast kan ferentera hexoser (sexvärt socker). Utvecklingsarbete görs för att skapa en sta av S. Cerevisiae so även kan ferentera pentoser (fevärt socker). [19] 11

17 Reaktionen för ferentering av pentoser kan beskrivas ed den keiska foreln: 3 C + 5H10O5 5 CH 3CH 2OH 5 CO 2 Efter ferentering erhålls en etanolkoncentration so beror på hur hög koncentration av socker so kan fås i hydrolysen, exepelvis kring 4.5 vikts- % [20]. För att sedan uppnå en högre alkoholhalt krävs vidare rening och absolutering. Jästen återanvänds för att hålla kostnaderna nere. Satidig hydrolys och ferentering (SSF) En satidig hydrolys och ferentering innebär att sockret ovandlas till etanol så fort det bildats. Metoden ger ett högre utbyte än vid separat hydrolys och ferentering då de häande delprodukterna ovandlas direkt. [12] För att hydrolysen och ferenteringen ska kunna ske satidigt åste hydrolysen vara enzyatisk [13]. Vid SSF används saa enzyer och jäst so vid separat hydrolysering och ferentering. Teperaturen hålls vid 37 o C och ph till 5.0 i 48 h. [16] En nackdel ed etoden är att jästen inte kan återanvändas [12]. Hela den fasta lignindelen so kvarstår koer att följa ed jästen ut och försvårar därför återanvändningen [14]. En annan nackdel ed etoden är att processbetingelserna inte kan optieras lika effektivt då de både ska anpassas till enzyerna och jästen. För att kunna optiera denna etod ytterligare forskas det ycket på att göra jästen tåligare och indre känslig för teperaturförändringar. [12] Upparbetning Uppreningen, destillation och indunstning, fungerar på liknande sätt so för den stärkelsebaserade etanoltillverkningen. När hydrolys och ferentering sker i saa steg innehåller ferenteringsprodukten även lignin, efterso det inte har filtrerats bort. Ligninet påverkar destillationsprocessen, vilket gör att bland annat destillationskolonnen kräver specialdesignade bottnar för att undvika igensättningar. [19] Biprodukter Vid etanoltillverkning fås det även biprodukter so är viktiga att ta tillvara på för att göra processen ekonoiskt lönsa. Vid cellulosabaserad etanoltillverkning fås lignin so biprodukt och av den kan exepelvis värepellets tillverkas. Dranken so tas ut i botten på destillationen, tas till en filterpress där vätskan separeras från de fasta partiklarna. Filterkakan innehåller icke ferenterbara ligninrester, från råvaran, so har ett högt värevärde och är därför ett läpligt bränsle. Vätskefraktionen indunstas i en flereffektsindunstare och vatten drivs av så att en sirap ed en halt av ungefär 50 % löst TS erhålls. Efter indunstningen blandas sirapen ed filterkakan, från filterpressen, i en blandskruv för att slutligen torkas och eventuellt pelleteras. Detta kan antingen användas till eldning, för att producera ånga till processen, eller till försäljning. [15] [21] 12

18 2.3 Råvaror Ett antal jordbruksråvaror ed högt kolhydratinnehåll har studerats för användning i en integrerad etanoltillverkningsprocess. Viktiga egenskaper so studerats är avkastning, odlingsöjligheter och fördelning ellan socker, stärkelse och cellulosa. De råvaror so studerats är olika sorters spannål, ajs, sockerrör och sockerdurra Spannål Spannål är ett salingsnan för de fyra sädesslagen vete, korn, råg och havre. De största användningsorådena är till livsedel, foder och under senare år har användningen till industriändaål ökat [2]. Vid skörd av spannål fås dels stärkelserika kärnor och dels cellulosarik hal. Relationen ellan skördad hal, reducerat för stubbhöjd, och kärna har beräknats enligt nedan: skörd av hal Kvot skörd av kärna [ kg/ha ] [ kg/ha ] En saanställning av relationen ellan skördad hal och kärna för de fyra sädesslagen, tillsaans ed deras saansättning finns i tabell 2. Tabell 2. Sädesslagens relation ellan skördad hal och kärna, lignin-, stärkelse-, cellulosa- och heicellulosahalter, teoretiskt etanolutbyte och avkastning. Gröda Vete kärna Vete hal Korn kärna Korn hal Havre kärna Havre hal Råg kärna Råg hal Kvot hal- och kärnskörd Lignin [%] Stärkelse [%] Cellulosa [%] Heicellulosa [%] Etanolutbyte [liter/kg TS] Avkastning [kg/ha] * * * * * * * * * * * * * * 64 8 * * * * * * * * *) Uppgift saknas; 1) baseras på torrsubstans [22]; 2) Baseras på 85 % TS [23]; 3) Genosnittsskörd för hela Sverige 2006, vattenhalt 14 %. [24]; 4) Baseras på TS-halt [30]; 5) Baserat på TS [25]; 6) Baserat på TS, skördeår [26]; 7) Baserat på TS, edelvärde från 1996/1997 och 1997/1998 (Tyskland) [27]; 8) Baserat på TS [28]. 13

19 En annan faktor hos råvaran so påverkar processen för etanoltillverkningen är viskositetsegenskaper. Råg och korn innehåller er kli och andra viskositetshöjande änen än vete och en högre viskositet edför en högre produktionskostnad efterso det krävs er vatten. [29] [10] Europa står för en stor andel av världens spannålsproduktion (62 % korn, 64 % havre, 32 % vete) [30]. Ino EU svarar Frankrike, Tyskland, Polen, Storbritannien, Spanien, Italien och Ungern för cirka 80 % av den totala produktionen. Spannålsskörden varierar från år till år beroende på väderförhållandena, vilket edför att det finns en osäkerhet i tillgång och kvalité. Denna osäkerhet påverkar i sin tur priset, då priset ökar blir intresset för att producera större. Spannålens tillgång går därför i cykler. [2] EU har ett interventionssyste so jänar ut pris- och tillgångscyklerna för bland annat vete och korn. Systeet bygger på att EU har ett interventionspris so spannålspriset ligger kring och syftar till att garantera odlarna ett iniipris för sitt spannål. När det produceras ett överskott, köper EU överskottet till interventionspriset och lagrar spannålen. O produktionen inte är tillräcklig, säljer EU från detta lager till interventionspriset. Priset ligger kring 100 euro/ton och spannålen åste uppfylla vissa kvantitets- och kvalitetskrav. I de nya edlesländerna finns dock ett stort överskott och priserna ligger därför under interventionspriset. Interventions-perioden, perioden då inläning av spannål kan ske, sträcker sig från deceber till juni för Sverige och för övriga länder i EU ellan noveber till aj. [2] Vid försäljning av överskott till EU:s interventionsorgan erhålls interventionspriset, so däred kan beskrivas so ett lägsta arknadspris ino EU. På priset tillkoer kostnader för transport, lagring ed era efterso interventionspriset avser varan fritt på vagn vid interventionslagren. Odlaren uppnår oftast inte kvantiteterna för att kunna sälja direkt till interventionsorganen, vilket inte heller är önskvärt efterso ålet inte är att få det lägsta öjliga pris för sin vara. Odlarna säljer därför oftast spannålen efter skörd till en ellanhand o inte ett kontrakt har skrivits direkt ed industrin. Vid försäljning till ellanhanden, so oftast har bättre lager- och tork-öjligheter, fås först ett iniipris (interventionspriset inus transport, lageravgifter ed era). Det vill säga o ellanhandlaren inte får sålt spannålen utan åste läna det till interventionsorgan och däred bara får interventionspriset. O ellanhanden får sålt spannålen till ett högre pris, vilket oftast är fallet, erhåller odlaren ellanskillnaden. Försäljningen kan dröja upp till ett halvår efter att odlaren sålt spannålen till ellanhanden, efterso priset oftast är högre ju längre tid det går från skördetillfället beroende på att tillgången inskar. [2] För en anläggning so producerar etanol från spannål är det läpligt att skriva kontrakt ed odlaren direkt [31]. För att få en effektiv lagring och transport är fukthalten och hur halen pressas viktiga faktorer att beakta. Spannålens fukthalt bör inte överstiga 14 vikts- % o det ska lagras i er än ett halvår och för halen bör fukthalten inte överskrida 18 vikts- %. Vid högre fukthalter ökar risken för angrepp av ögelsvapar och vissa bakterier, vilket edför att axiala lagringstiden inskar. [32] Spannålet torkas 14

20 direkt efter skörd till en lagringsbar vattenhalt och kan sedan lagras i silo, på platta (utan tak) eller på planlager (ed tak) [33]. Hal är skryande och pressas därför till antingen rundbalar eller rektangulära storbalar. Halen kan lagras både under tak eller utohus. [32] Majs Majs är en bioassa so redan idag produceras i stora ängder. Majs är en ettårig stråväxt so tillhör växtfailjen gräs och kan bli uppeot sex eter hög. [34] Majs förekoer i ett stort antal sorter och den vanligaste sorten idag är hybridajs. I världen produceras det årligen ungefär 520 Mton ajs. Majsen produceras till största delen i Nord Aerika (42 %), en även till stor del i Asien (26 %) och Europa (12 %). Nord Aerika har högst utbyte per hektar åkerark följt av Oceanien, säst utbyte per hektar åkerark är det i Afrika. [30] Det största användningsorådet för ajs är so foder en det används också so livsedel. I Afrika är det ovänt där används det esta av ajsen so livsedel. När ajsen används till livsedel och foder används bara själva kornen och inte blasten. Då ajsen odlas för att producera drivedelsetanol kan i fratiden hela växten tas tillvara. [35] I en integrerad process baserad både på stärkelse (från ajskornen) och cellulosa (från blasten) kan hela växten användas och på så sätt används arken era effektivt, se tabell 3. En del av växten åste dock länas kvar på fältet för att skydda jorden ot vind och vattenerosioner. Mängden so åste länas kvar på aken beror till största delen på arkens kvalitet och ogivningen. So nänts i stycket o spannål finns det ett så kallat interventionssyste so har till syfte att skapa stabilare priser geno ett stödsyste. Systeet ofattar inte bara spannål utan även ajs och durra. [36] I bland annat Ungern finns för tillfället relativt stora interventionslager av ajs. Hur stora de är beror på hur väderförhållandena har varit under året. [37] Enligt National Corn Growers Association (NCGA) ger en bushel (~35.3 liter) ajs ungefär 14.3 kg stärkelse eller 15 kg sötningsedel eller 10.6 liter drivedelsetanol och 0.7 liter ajsolja. [38] 15

21 Tabell 3. Majsens relation ellan skördad ajs och blast, lignin- och stärkelsehalt, teoretiskt etanolutbyte och avkastning. Majskorn (USA) Majsblasten (USA) Kvot blast- och ajsskörd Ligninhalt [% av TS] Stärkelsehalt [kg/liter] TS [%] Etanolutbyte [liter/kg TS] Avkastning [kg/ha] ) Baserat på procent av torrsubstansen [37]; 2) Baserat på bushels per pund. (Tyvärr ingen inforation o torrhalten) [38]; 3) Baserat på torrsubstansen [30]; 4) Baserat på odlingsareal och avkastning för hela värden (2005) [39] Sockerrör Sockerrör är en tropisk växt ed högt sockerinnehåll so i genosnitt innehåller 18 vikts- % sackaros. [40] Sockerrören används i nuläget till fraställning av socker och etanol. För att utvinna socker krossas först stjälken till indre bitar so sedan pressas. Vid pressningen erhålls en sockerrik juice och återstoden kallas bagass. Bagassen är ycket energirik och förbränns ofta för energiutvinning. Juicen från pressningen har ett högt sockerinnehåll och när den indunstas erhålls so rest en tjockflytande örk vätska kallad elass, so även den har en hög sockerhalt. Den rena sockerlösningen kristalliseras geno att vattnet kokas av. [41] Etanolen kan utvinnas ur sockerrören på två olika sätt. Antingen ferenteras juicen eller så används restprodukten, elass, till etanolfraställning. [42] Det skulle även vara öjligt att fraställa etanol från den cellulosarika bagassen, se tabell 4. Vid utvinningen av socker till 100 liter etanol krävs 1.2 ton blöta sockerrör och so restprodukt fås ca 1 ton bagass. [3] Tabell 4. Sockerrörens beståndsdelar sackaros-, lignin-, cellulosa- och heicellulosahalt, teoretiskt etanolutbyte och avkastning Lignin [%] Sackaros [%] Cellulosa [%] Heicellulosa [%] Etanolutbyte [liter/kg] Avkastning [ton/ha] Sockerrör * Melass - ~ Bagass * - 1) Inkluderar socker från juice och elass. [43]; 2) Baserat på etanol från juicen so pressas ur sockerrören [42]; 3) Varierar hela tiden, kan bero på vatteninnehåll, ger oftast 5-6 ton socker/ha; 4)[42]; 5) Baserat på TS [44]; *) Uppgift saknas; Sockerrör är en tropisk växt so odlas ycket i Brasilien och Indien och andra tropiska länder, en även i indre skala i USA. Sockerrör är ganska lätt att odla förutsatt att den får ycket ljus och teperaturen inte sjunker under 18 o C. [41] Innan den skördas sätts först hela åkrarna i brand för att bränna bort bladen. Bränningen koer att förbjudas, vilket gör att ny teknik krävs för att skörda sockerrören. Det 16

22 koer även att bli ännu större ängder bioassa över då bladen står för ungefär en tredjedel av den totala bioassan. Därför finns ett intresse för att även utnyttja bladen till produktion av drivedelsetanol. [29] Sockerrör är perenn och kan skördas 4-5 ggr innan den åste sås o. De kan skördas under hela torkperioden, vilket innebär ungefär ett halvår. Hur lång tid det tar för den att ogna varierar ellan 6-24 ånader beroende på var den växer. [43] [41] Efter skörden är det viktigt att behandlingen börjar fort efterso sockerinnehållet inskar drastiskt redan efter två dygn. [45] Sockerdurra (sweet sorghu) Sockerdurra, er känd under sitt engelska nan sweet sorghu, är en sockerrörsliknande växt och tillhör växtfailjen gräs [46]. Sockerdurra är indre kliatkänslig än både sockerrör och ajs och klarar därför torka och väre bättre. Vid odling behöver den dessuto inte lika ycket bekäpningsedel och gödsel. [47] Sockerdurra koer ursprungligen från Afrika en odlas även ycket i sydöstra USA, Asien och lite i Europa [48]. Afrika står för cirka en tredjedel av den nuvarande produktionen och Nord Aerika står för nästan lika ycket [30]. Odlingsperioden för sockerdurra ligger ellan 100 och 150 dagar beroende på vilken sort so odlas. Stjälkarna blir 3-4 höga och 2-3 c i diaeter och högst upp sitter kornen i den så kallade vippan so är växtens bloa. [49] Vid skörd fås cirka 80 ton skörd per hektar bestående till 78 % av vatten och 22 % torrsubstans. Den höga vattenhalten gör att det är ycket so skall transporteras och det är därför inte lönsat att transportera långa sträckor. Ytterligare ett proble är att sockerdurra inte kan lagras någon längre tid efter skörd efterso de börjar surna och sockret bryts ner. En lösning på probleen kan vara att producera etanolen på en närbelägen anläggning och sedan transportera etanolen till en större anläggning för fullständig upparbetning till drivedelsetanol. [50] Vid utvinning av socker för att producera 100 liter etanol går det åt 1400 kg sockerdurra [42]. Föruto de lösliga kolhydraterna (glukos och sackaros) innehåller sockerdurra även en stor del olösliga kolhydrater (cellulosa och heicellulosa), se tabell 5 [49]. 17

23 Tabell 5. Sockerdurrans beståndsdelar sackaros-, glukos-, lignin-, cellulosa- och heicellulosahalt i vikts- %, teoretiskt etanolutbyte och avkastning [49]. Sockerdurra Lignin [%] Sackaros [%] Glukos [%] Cellulosa [%] Heicellulosa [%] Etanolutbyte [liter/kg] Saft Presskaka * Stjälk * 1) [42]; *) ingen uppgift Avkastning [ton/ha] I världen produceras det årligen 53 Mton torrsubstans sockerdurra. Den används till största delen so livsedel och till foder. Det är fraförallt i Afrika och Asien so durra används till livsedel annars används det est till foder. [30] Sockerdurra har flera användningsoråden då de olika delarna av växten kan användas till olika saker. Från toppen fås korn so används till livsedel, från stjälkarna fås saft till sockerbaserad etanolproduktion och resterna används till foder. [47] Hela växten skulle kunna användas till etanolproduktion o både socker- och cellulosabaserad etanoltillverkning används. Sockerdurra är en intressant råvara för etanolproduktion och det forskas för att få fra ännu tåligare varianter so kan ge högre etanolutbyte. 2.4 Diskussion och slutsats Vid valet av råvara till en integrerad process har olika arknader diskuterats. Både USA och Brasilien har en stor inhesk produktion av drivedelsetanol, från ajs respektive sockerrör. Europa har än så länge en relativt liten inhesk produktion och iporterar därför en stor del av den etanol so blandas in i bensinen. För att Europa ska kunna öka inblandningen i bensin behövs därför en ökning av etanolproduktionen. Europa anses därför vara en läplig lokalisering för nya anläggningar för produktion av drivedelsetanol. Spannål och då speciellt vete, so i dagsläget odlas i stora ängder i Europa, är en läplig råvara för fraställning av drivedelsetanol i Europa. En fördel ed att använda spannål so råvara är att den kan lagras länge när den är torkad utan att den blir dålig. Detta är bra efterso produktion då kan ske året runt. En nackdel ed att använda spannål jäfört ed en sockerrik råvara för en integrerad process är att det först åste brytas ned till socker so sedan ferenteras. Majs odlas i stora ängder en då fräst i USA. Grödan odlas i begränsad utsträckning i Europa på grund av att kliatet där inte är lika gynnsat för ajsodling. Majs so är odlad i Europa tenderar att ha en högre vattenhalt än aerikansk ajs, vilket leder till att den europeiska ajsen kräver er torkning. O etanolutbytet från stärkelsedelen i ajs jäförs ed utbytet från stärkelsedelen i vete är skillnaden liten. Data för ajsen är dock baserad på odlingsavkastning från USA och o ajsen odlas i Europa skulle avkastningen och däred etanolutbytet eventuellt bli lägre. Majs är en intressant råvara att studera vidare en efterso det inte finns så ycket inforation o europeisk ajs koer beräkningarna i det fortsatta arbetet baserats på vete/vetehal

24 Sockerrör är en råvara so redan används i stor utsträckning för fraställning av drivedelsetanol en då fraförallt i Brasilien. Fördelen ed att producera drivedelsetanol från sockerrör är att sockret utvinns direkt ur grödan och däred behövs inte steget för hydrolys av stärkelse till glukos. Grödan kräver dock ett tropisktkliat, vilket gör att den inte är aktuell so råvara för europeisk etanolproduktion. En annan nackdel ed sockerrör är att de åste processas ino två dagar efter skörd för efter det börjar sockret brytas ned, vilket edför att sockerhalten inskar drastiskt. Sockerdurra har saa fördelar och nackdelar so sockerrör en är inte lika kliatkänslig och kan däred odlas i Europa. I dagsläget anses tillgången på sockerdurra vara för osäker för att anlägga en fabrik för produktion av drivedelsetanol, en den har stor potential för fratiden. Valet föll på att vidare studera vete/vetehal och eventuellt ajs so råvara för en integrerad process. Av spannålen är det vete so har högst avkastning och stärkelsehalt. Vete/vetehal har även bra lagringsöjligheter och går att odla i Europa. Majs so odlas i USA ger ett lika bra etanolutbyte so vete en då utbytet eventuellt kan bli lägre för ajs odlad i Europa studeras ajs i andra hand. 19

25 3 Marknadsöversikt Världsproduktionen av etanol har analyserats för att bestäa var det är läpligt att placera en anläggning för etanolproduktion. Då råvarorna vete och ajs och det geografiska orådet Europa ansågs vara intressanta för produktion av etanol, har de länder i Europa so har en relativt stor produktion av vete eller ajs tagits fra. Produktionskostnaden för etanol från spannål jäfördes därefter ed produktionskostnaden från andra råvaror. Då spannålsbaserad etanol är starkt beroende av råvarukostnaden so i sin tur är beroende av jordbrukspolitik och subventioner analyserades dessa för en del av länderna ed en stor produktion av vete och ajs. [1] Slutligen analyserades infrastruktur och jordbruksoråden för de länder so ansågs vara läpliga. 3.1 Internationell produktion av etanol Världsproduktionen av etanol låg år 2001 på cirka 30 iljarder liter, produktionen ökar varje år och kan koa att fördubblas till år 2010 [42]. Det är fräst produktionen av drivedelsetanol so koer att stå för ökningen [1]. I tabell 6 åskådliggörs världsproduktionen av etanol år 2005 varpå det fragår att Nord- och Sydaerika är doinerande. Detta på grund av att USA och Brasilien är de största producenterna och står för vardera 36 % av världsproduktionen, följt av Kina och Indien so står för 8 respektive 4 % av den totala produktionen. [42] Tabell 6. Världsproduktion av etanol år 2005 [42]. Världsdel Etanolproduktion [liter 10-6 ] Andel * [%] Europa Nord och Sydaerika Asien Afrika Oceanien * Avrundade siffror I USA och Brasilien är ajs respektive sockerrör de huvudsakliga etanolråvarorna [42] och i Asien är det fraförallt sockerrör eller elass so är de ledande råvarorna [1]. Även spannål och ajs används i relativt stor utsträckning i Asien, till exepel är Kina det andra största ajsproducerande landet i världen [42]. Världens största etanolfabrik (~1 iljon 3 /år) ligger i Jilin i Kina ed ajs so råvara [1]. De största producenterna i Europa är Frankrike, Ryssland, Tyskland, Spanien och Storbritannien där fraförallt spannål och sockerbetor är de huvudsakliga etanolråvarorna, se tabell 7. I tabellen visas de länder so har en etanolproduktion över 100 iljoner liter per år eller so har en relativt stor produktion av vete eller ajs. [42] 20

26 För att enklare se o det finns en öjlighet att använda råvarorna till etanolproduktion studeras även råvaruproduktionen fördelat på folkängden i landet. Därtill åste dessuto faktorer so lagar, regleringar och infrastruktur beaktas. [42] Tabell 7. Total produktion sat produktion per person av ajs och vete år 2004 tillsaans ed total produktion av etanol år 2005 i Europa [42]. Land Majsproduktion 2004 [ton 10-6 ] Veteproduktion 2004 [ton 10-6 ] Majsproduktion 2004 [kg/person] Veteproduktion 2004 [kg/person] Etanolproduktion 2005 [liter 10-6 ] Frankrike Tyskland Spanien Storbritannien Polen Italien Sverige Ryssland Ukraina Turkiet Ruänien i.u. Ungern i.u. i.u.) Ingen uppgift Ruänien och Ungern är de i särklass största producenterna av ajs räknat i kilo per person följt av Frankrike, Italien, Ukraina och Spanien. De i särklass största producenterna av vete också räknat i kilo per person är Frankrike och Ungern en de flesta länderna so studerats har en relativt stor produktion av vete. 3.2 Produktionspriser Då råvarorna har flera användningsoråden såso livsedel, foder och etanolproduktion, koer flera olika arknader att konkurrera o de. Detta påverkar tillgången och priset på råvarorna. Likaså koer olika stödåtgärder att påverka priset på råvaror. Etanolproduktionen kan användas för att bli av ed eventuella överskott på jordbruksråvaror. I EU har till exepel vinalkohol och tysk råg från interventionslagren bjudits ut till etanolproduktion. [42] Världsarknadspriset på etanol låg i augusti 2006 på 3.90 kr/liter etanol fritt fabrik, [1] det vill säga priset köparen får betala för att häta etanolen vid fabriken [42]. Detta kan jäföras ed produktionskostnaderna för etanol. För spannålsbaserad etanol i Europa varierar produktionskostnaden ellan kr/liter och råvarukostnaden utgör närare 60 % av den totala kostnaden. För svenska förhållanden är produktionskostnaden cirka 5 kr/liter. Majsbaserad etanol från USA har en produktionskostnad ellan kr/liter och råvaran utgör där närare hälften av produktionskostnaden. Dock är både råvarukostnaden och energi- och anläggningskostnaderna lägre än i Västeuropa. Sockerrörsbaserad etanol från Brasilien har en produktionskostnad ellan kr/liter beroende på 21

27 anläggningarnas kapacitet och ålder. Produktionskostnaden för en cellulosabaserad anläggning är inte känd då detta är en fratida process en preliinära siffror är kr/liter för skogsråvara. Då vinetanol bjuds ut i EU för etanolproduktion har den en så kallad produktionskostnad på 2 kr/liter. Detta är dock priset på överskottet av en subventionerad vinproduktion. [1] Världsarknadspriset på etanol har ökat de senaste åren alltefterso efterfrågan ökat. År 2003 låg den sista noteringen i deceber på 1.76 kr/liter oräknat ed växelkursen. Oräknat för saa vecka år 2004 och 2005 var etanolpriset 2.19 kr/liter respektive 3.73 kr/liter. Det är även intressant att jäföra priset på etanol ed produktionskostnaden för bensin. Under deceber ånad 2005 låg den raffinaderikostnaden för bensin på 3.18 kr/liter. [51] 3.3 Lagar och regleringar EU har infört direktiv för biodrivedel och energiskatter för att öka edlesländernas användning av biobränslen. Detta innebär att edlesländerna har öjlighet att tilläpa skattebefrielse eller skattenedsättningar för bränslen från förnybara energikällor så att de ekonoiskt kan konkurrera ed fossila bränslen (även pilotprojekt so innefattar teknisk utveckling av iljövänliga produkter innefattas). Länderna har valt att hantera detta på olika sätt och de länder so har en skattereduktion sat hur stor deras skattereduktion är åskådliggörs i tabell 8. Länderna ed störst skattereduktion är Tyskland, Sverige, Spanien, Ungern och Litauen. Tanken är att skattebefrielsen eller nedsättningen ska regleras av råvarukostnaden så att ingen överkopensation uppstår. [42] 22

28 Tabell 8. EU ländernas skattelättnader för bioetanol so drivedel år 2004 [42]. Land Skattereduktion [%] Tyskland 100 Sverige 100 Spanien 100 Frankrike Storbritannien 42 Ungern 100 Litauen 100 Polen 5 3 1) begränsad voly, ton ETBE; 2) begränsad voly, 15 iljoner liter direktinblandning; 3) skattereduktionen är högre för högre inblandningar I Polen antogs inte lagen o skattelättnader för biobränslen vid en oröstning år 2003, istället beslutades att skattenedsättningens storlek och ofattning ska bestäas på årsbasis. Detta ledde till att produktionen av etanol i Polen sjönk kraftigt under år Frankrike producerar redan er etanol än de konsuerar, vilket beror på att den franska oljeindustrin är otståndare till biodrivedelsektorn och försvårar utvecklingen av direktinblandning i bensin. Frankrike har en kvot för direktinblandning av etanol i bensin so är skattereducerad en denna kvot utnyttjas knappt på grund av oljeindustrins otstånd. Denna otvilja att blanda in etanolen direkt i bensin förekoer även i Spanien och Tyskland. [42] Dessa länder tillverkar istället fräst bränslet ETBE (etyl-tertiär-butyleter) [42] so produceras från etanol (ca 47 %) och tertiär butanol eller isobutylen so är biprodukter från raffinaderier [5]. Marknaden i EU skyddas av tullar och etanolpriserna kan därför vara högre ino EU. WTO- (World Trade Organization) året 1995 trädde ett jordbruksavtal i kraft so under sex år sänkte EU:s iportavgifter för jordbruksprodukter. Sedan WTO-året 2000/01 har EU, i väntan på ett nytt jordbruksavtal använt nivåerna på tullarna från år 2000/01. [42] I dagsläget pågår de så kallade EU Mercosur förhandlingarna. De gäller ett förslag o att Argentina, Brasilien, Paraguay och Uruguay ska få exportera ton etanol till EU till en lägre tull eller helt tullfri kvot. Under förhandlingarna har det också föreslagits att den kvot so får exporteras till en lägre tull borde vara högre ( ton har föreslagits). Målet var att avtalet skulle ha varit klart i oktober 2004 en det har fördröjts. De slutgiltiga siffrorna sat hur lång infasningstiden blir återstår att se. 23

29 3.4 Ungern Ungern anses vara av intresse på grund av dess höga produktion av både vete och ajs och att de har 100 % skattereduktion på bioetanol so drivedel. Med anledning av detta studerades Ungern vidare och dess infrastruktur och jordbruk undersöktes Infrastruktur So beskrivet i arknadsöversikten är Ungern ett land so producerar ycket vete per invånare. Detta gör Ungern till ett land ed hög potential för lokalisering av en integrerad etanolfabrik för producering av drivedelsetanol. För att närare studera var i Ungern fabriken bör lokaliseras har landets infrastruktur undersökts. Ungern ligger i Centraleuropa och har lika ånga invånare so Sverige på en fetedel av Sveriges yta. Befolkningen och den ekonoiska tillväxten är till största del koncentrerad runt huvudstaden Budapest. Landets största naturtillgång är den bördiga arken so läpar sig bra för odling av både vete och ajs. Maj 2004 blev Ungern även en fullvärdig EU-edle efter flera års utdragna förhandlingar. Infrastrukturen i Ungern har genogått stora förändringar under de senaste tio åren, en är fortfarande under uppbyggnad. [52] Vägar: Vägnätet i Ungern är av varierande kvalitet beroende på storlek. Under den senare delen av 1990-talet och början av 2000-talet har otorvägsnätet förbättrats avsevärt. Många av de planerade otorvägarna är fortfarande under uppbyggnad och det nuvarande ålet är att nå alla landsgränser och slutföra ringvägen runt Budapest till år Det indre vägnätet går ofta geno både så och edelstora sahällen och är tungt trafikerat, vilket leder till att det är av säre kvalitet. [52] Tåg: Järnvägsnätet i Ungern är tätare än genosnittet i EU ed närare 800 il järnväg geno landet. Dessvärre är standarden på både spår, vagnar och stationer låg. Tyngdpunkten på utvecklingen ligger därför i att rusta upp de spår, stationer och vagnar so redan finns. [52] Båt: Andra sätt att transportera varor i Ungern är ed båt efterso det flyter flera stora floder geno landet. Trots detta är det för nuvarande bara 3 % av landets saanlagda transporter so sker ed båt. Detta på grund av att vattennivåerna i floderna varierar kraftigt beroende på årstid, vilket edför att större båtar kan ha proble att ta sig fra under vissa delar av året. Den sittande regeringen har dock valt att satsa er på båttrafiken och tre nya stora hanar är nu under uppbyggnad. [52] Jordbruk Ungern har naturliga förutsättningar för jordbruk ed gynnsat kliat, bördig jord och bra tillgång till vatten [53]. Ungefär två tredjedelar av landets totala areal används till jordbruk och av den används cirka 80 % till åkerbruk och resterande 20 % till vallark [54]. Ungerns jordbruk håller på att privatiseras och detta har lett till att det finns ånga olika typer av jordbruk. Det vanligaste är att jordbrukaren arrenderar ytterligare ark av andra jordägare, en på sikt är ålet att jordbrukarna ska äga 24

30 arken själva. Det ungerska jordbruket var fra till itten av nittiotalet inriktat ot boskapsskötsel, en i början av 2000-talet började det odlas er och er spannål och idag upptar odlingen av spannål ungefär 80 % av landets totala åkerareal. Avkastningen från det ungerska jordbruket är något lägre, 3.52 ton/ha [53], än de tre största spannålsproducerande länderna ino EU. Den ligger dock runt edelvärdet för EU-länderna. Spannålen håller hög kvalitet och är speciellt läpad för tillverkning av bröd. [53] Ungerns jordbruk är väl fungerande och är redan idag tillsaans ed Bulgarien de enda östeuropeiska länder so har en positiv handelsbalans ed EU. Fratidsutsikterna för det ungerska jordbruket är ljusa och flera undersökningar tyder på att produktionen koer öka ino de flesta oråden för att sedan stabiliseras på en jän hög nivå. [54] 25

31 4 Processdesign Studien av intergrering av en enzyatisk cellulosaprocess ed en stärkelseprocess inleddes ed analys av olika integrationsöjligheter. Processalternativ för två integrationsöjligheter togs fra och designades. Därefter ställdes aterial- och energibalanser upp. Destillation och indunstning beräknades ed hjälp av flowsheetingprograet Aspen Plus och resterande enhetsoperationer beräknades för hand eller ed hjälp av MatLab. Även de olika processalternativens energieffektivitet och produktionskostnad togs fra och jäfördes. 4.1 Integrationsöjligheter Figur 4 visar tänkbara sätt att integrera en cellulosaprocess i en stärkelseprocess. Heldragna linjer representerar de separata stärkelse- respektive cellulosaprocesserna, edan de streckade linjerna visar hur cellulosan kan integreras i stärkelseprocessen. Stärkelseråvara Cellulosaråvara Förbehandling Förbehandling Inäskning 1 2 Likvifiering 3a Hydrolys Försockring 3b Lignin 4a Ferentering Stärkelse SSF 4b Cellulosa SSF Ferentering Destillering 5a 5b Destillering Destillering Destillering Figur 4. Scheatisk bild över integrationsöjligheter 26

32 En övergripande fördel ed att integrera processerna är att det behövs färre enheter såso tankar och rör. Det krävs endast en destillations- och indunstningsanläggning sat en olekylsikt. Det innebär en öjlig energibesparing. Stärkelsen behöver inte heller spädas ed lika ycket färsk-vatten i ferenteringen efterso den späds ed cellulosalösning. Att inte använda lika ycket vatten sparar energi i destillationen då en indre ängd åste drivas av. När cellulosan förbehandlas bildas inhibitorer so häar bildningen av socker. O processen körs tillsaans ed stärkelsen kan denna negativa effekt inskas geno att inhibitorerna från cellulosaprocessen späds ut. Näringsänena från stärkelsen gör att jästen klarar sig längre än i en ren cellulosaprocess. En nackdel ed integrering i ett tidigt skede är att ligninet från cellulosan finns kvar i dranken. Detta leder till att destillationen blir svårare och att det inte går att få ut ligninbränsle och foder so separata biprodukter. Restprodukten so består av både lignin och protein kan även den användas so bränsle en har då säre värevärde än rent lignin. Bränslet är därför er läpat för intern förbränning för produktion av el och väre än för försäljning so bränslepellets. Alternativ ett innebär att den förbehandlade cellulosan blandas in i stärkelseprocessens inäskningssteg. Därefter fortsätter processen ed saa processteg so i en vanlig stärkelsebaserad process. Detta sker antingen ed satidig försockring och ferentering, SSF, eller ed separat försockring och ferentering, SHF. SSF har i tidigare studier visats ge högre etanolutbyte. + Inga fördelar utöver de ovan näda har hittats för detta alternativ. - Inblandning i detta steg gör att cellulosan åste steriliseras ytterligare en gång, vilket kräver er energi då det är er so ska steriliseras. Det är onödigt att använda energi till att sterilisera cellulosan i stärkelseprocessen efterso den redan upphettats tillräckligt under förbehandlingen. - alternativet innebär att ligninet inte kan skiljas av utan koer att blandas ed spannålsresterna. Destillationen blir då er koplex efterso ligninet kräver specialdesignade bottnar. Alternativ två är att blanda in förbehandlad cellulosa i likvifieringssteget och sedan fortsätta ed processen antingen so en SHF eller so en SSF. + Inga fördelar utöver de ovan näda har hittats för detta alternativ. - En större voly åste likvifieras, det leder till en ökad anläggningskostnad. I alternativ tre försockras den förbehandlade cellulosan tillsaans ed stärkelsen. Antingen blandas de i försockringssteget so alternativ 3a, eller i SSF so alternativ 3b. I alternativ 3a körs ferenteringen och de resterande stegen enligt processcheat för stärkelse. 3a + Det fasta aterialet kan filtreras bort innan ferenteringen. Biprodukten blir då en blandning so kan användas so bränsle ino anläggningen. 27

33 3b + SSF av stärkelsen inskar risken för infektioner so kan uppstå i försockringstanken, då sockret snabbt förbrukas. - Ligninet kan inte skiljas av utan koer att blandas ed spannålsresterna. Destillationen blir då er koplex efterso ligninet kräver specialdesignade bottnar. 3a och 3b + Försockringen av cellulosan gynnas av att den späds ut ed stärkelsen efterso halten inhibitorer blir betydligt lägre. + Inhibitorerna gynnar även försockringen av stärkelsen efterso de inskar uppkosten av infektioner. + En del av de inhiberande änena ovandlas efterhand av jästen till alkoholer exepelvis furfural till furfurylalkohol. + Vattenbehovet vid ferenteringen inskar i stärkelseprocessen efterso cellulosan späder ut den höga sockerhalten. + Stärkelseprocessens näringsänen gynnar ferenteringen av cellulosan. - Restprodukten kan inte säljas so värepellets eller djurfoder utan åste tas tillvara ino anläggningen. Alternativ fyra edför att hydrolysatet från den enzyatiska hydrolysen av cellulosan blandas in i stärkelsens ferenteringssteg, 4a, eller i en stärkelsebaserad SSF, 4b. 4a - O stärkelsen försockras separat kan infektioner uppstå. 4a och 4b + Ligninet kan filtreras bort innan cellulosaprocessen integreras i stärkelseprocessen efterso cellulosan redan är hydrolyserad. Det kan då torkas och pressas till värepellets so sedan kan säljas. + Att ligninet inte längre finns ed edför även att jästen kan återanvändas. + Resterande biprodukter från stärkelsen kan användas för tillverkning av djurfoder såvida halterna av bland annat furfural inte är för höga. + Vattenbehovet vid ferenteringen inskar i stärkelseprocessen efterso cellulosan späder ut den höga sockerhalten. + Stärkelseprocessens näringsänen gynnar ferenteringen av cellulosan. - Efterso cellulosan hydrolyseras separat blir etanolutbytet något lägre efterso inhibitorerna so bildas under förbehandlingen häar bildandet av socker. - En risk ed att integrera den hydrolyserade cellulosan i stärkelseprocessen är att halten inhibitorer ökar snabbt och det kan eventuellt skada jästen. Den risken kan kanske undvikas geno att använda fed-batch teknik so låter jästen vänja sig vid inhibitorerna då koncentrationen ökar långsat. 28

34 5a Alternativ fe innebär att cellulosa- och stärkelseprocessen körs separat fra till destillationen där de båda lösningarna blandas för geensa destillation. Även för detta finns två alternativ, 5a är när cellulosaprocessen körs so en SHF och 5b när den körs so en SSF. + Ligninet kan filtreras bort innan cellulosaprocessen integreras i stärkelseprocessen efterso cellulosan redan är hydrolyserad. Det kan då torkas och pressas till värepellets so sedan kan säljas. + Resterande biprodukter från stärkelsen kan användas för tillverkning av djurfoder såvida halterna av bland annat furfural inte är för höga. - Efterso cellulosan hydrolyseras och ferenteras separat blir etanolutbytet något lägre efterso inhibitorerna so bildas under förbehandlingen häar bildandet av socker. 5b + Efterso cellulosan hydrolyseras och ferenteras tillsaans blir etanolutbytet något högre efterso inhibitorerna bryts ned i saa takt so de bildas. - Restprodukten kan inte säljas so värepellets eller djurfoder utan åste tas tillvara ino anläggningen. 5a och 5b + Energieffektivare ed geensa destillation. Saa ängd vatten åste drivas av i destillationen, en förhållandet ellan energiåtgång och etanolkoncentrationen i feeden inte är linjärt. Därför kan troligtvis energiåtgången inskas geno att blanda flödena ed olika etanolkoncentration innan destillationen. - Den positiva effekten so en låg halt inhibitorer för ed sig i hydrolys och ferenteringssteget går förlorad. Efter överväganden av för- och nackdelar togs beslutet att alternativ 3b, SSF, och 4b, SHF/SSF, var intressanta att studera vidare. Anledningen till att alternativ SSF studerats vidare är att en SSF av både cellulosa- och stärkelseprocessen geensat har en ängd fördelar ot nackdelen ed biprodukten och destillationen. Dessa nackdelar anses inte vara alltför betungande jäfört ed alla fördelar. Motivet för alternativ SHF/SSF är att ligninet och spannålsresterna tas ut separat och kan säljas so värepellets respektive djurfoder. SSF valdes för att risken för infektioner inskar. Överskådliga processchean för de båda integrerade processalternativen sat för de båda separata processerna återfinns i bilaga 1 Processchea. 4.2 Processberäkningar För att kunna jäföra de olika integreringsöjligheterna ed de separata processerna utfördes ett antal olika beräkningar. Intressanta värden att jäföra för de olika processalternativen är utbyten, råvarubehov, ängd biprodukter och färskångsbehov. En saanställning över dessa redovisas i tabell 9 och 10, beräkningsgång för de fraräknade värdena återfinns i bilaga 2 Fraställning [55] [56] [57] [58] [59] och i bilaga 3 - Upparbetning [60]. Beräkningarna för destillationsanläggningen och 29

35 indunstningsanläggningen utfördes i Aspen Plus och tillvägagångssätt sat resultatet redovisas i bilaga 4 Destillation i Aspen Plus och 5 Indunstning i Aspen Plus [61]. Tabell 9. Etanolutbyten, råvarubehov och ängd biprodukt. Process Etanolutbyte [l/kg TS] Råvarubehov [ton/år] Djurfoder [ton/år] Bränsle [ton/år] Värevärde, H [MJ/kgTS] Cellulosa 0.28 Hal: Stärkelse 0.42 Vete: SSF 0.34 Hal: Vete: SHF/SSF 0.32 Hal: Vete: Tabell 10. Effektbehov i MW. Process Förbehandling Destillation Indunstning Torkning Totalt Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Biprodukter Vid etanoltillverkning fås biprodukter so är viktiga att ta tillvara på för att göra processen ekonoiskt lönsa. Från stärkelseprocessen erhålls ett proteinrikt djurfoder och från cellulosaprocessen fås ett ligninbränsle. I de integrerade processalternativen fås en blandning av dessa två biprodukter. Beroende på hur processerna är integrerade får biprodukterna olika egenskaper. Ett proble ed dessa kan vara att hitta läpliga användningsoråden. I processalternativet ed geensa SSF fås en biprodukt innehållande protein och lignin. Efterso den innehåller lignin går den inte att använda till foder. Den går dock att använda so bränsle en har säre värevärde än rent ligninbränsle på grund av proteinet. Detta gör att bränslet inte är lika lönsat att sälja och ett bättre alternativ kan vara att använda det ino processen för förbränning i egen bränslepanna. Det är oklart o bränslet koer att klassas so ett avfall, på grund av kväve och svavel från stärkelsen, eller so ett biobränsle. Hur det klassas påverkar lönsaheten efterso elproduktion från biobränslen ger gröna certifikat. Alternativa bearbetningssätt för biprodukterna bör därför övervägas. Exepelvis kan vätskedelen rötas till biogas [21]. Processalternativet ed SHF/SSF ger två separata biprodukter so upparbetas var för sig. Ligninet filtreras ut innan integreringen sker och pressas till värepellets och den proteinrika restprodukten kan säljas so foder. Fodret kan eventuellt innehålla restprodukter från cellulosan såso furfurylalkohol och hydroxietylfurfurylalkohol en har antagits vara likvärdigt ed det foder so erhålls vid en ren stärkelseprocess. Detta kräver dock vidare undersökning. 30

36 Efterfrågan på drivedelsetanol ökar er och er och ett proble ed en ökad etanolproduktion är att arknaden och efterfrågan för foder är begränsad. Användningsorådet för bränsle är större efterso det även kan användas för intern förbränning och för produktion av el. 4.4 Ekonoi Apparatkostnader För att kunna jäföra apparatkostnaden för de olika processalternativen har en kostnadsuppskattning gjorts, huvudsakligen ed hjälp av Ulrichs etod. Metoden är något föråldrad en då den tar hänsyn till både installationskostnad, kringutrustning och ingenjörsarbete ansågs den vara läplig att tilläpa. Geno ett konsekvent användande av saa etod ansågs resultaten bli er jäförbara. Då ålet ed projektet var att göra en inbördes jäförelse ellan processerna har apparatkostnader för skrubber och olekylsikt försuats då de är lika stora för alla processerna. Reaktionsväret so bildas i ferentortankarna har försuats, vilket edför att kostnaden för väreväxlarna so bortför väret inte har inkluderats. Storleken på utrustningen har bestäts ed hjälp av flöden och uppehållstider. En saanställning av apparatkostnaderna för de olika processalternativen ges i tabell 10, för beräkningar och tillvägagångssätt se bilaga 6 Apparatkostnader [62] [63] [64] [65] [66] [67]. 31

37 Tabell 11. Saanställning av apparatkostnader i MSEK. Process del Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Förbehandling stärkelse Förbehandling cellulosa Hydrolys och Ferentering Destillation Indunstning Centrifug Filterpress Torkning Pelletsbränning Sua totalt: Kalkyler För att ytterligare kunna jäföra de olika anläggningarna har de kalkylerats över 15 år ed en realränta på 10 %. Det årliga nettoöverskottet har bestäts ed annuitetsetoden, total vinst ed nuvärdesetoden och återbetalningstiden har bestäts ed paybacketoden ed hänsyn till ränta. Även produktionskostnaden per liter etanol har beräknats. Kalkyleringen är grundad på de årliga in- och utbetalningarna och själva grundinvesteringen för anläggningen. De årliga utbetalningarna respektive inbetalningarna redovisas i tabell 11 och 12. Detta är baserat på att etanolen säljs för 5.50 kr/liter. Resultatet av kalkyleringen saanställs i tabell 13 och för utförliga beräkningar och tillvägagångssätt se bilaga 7 Kalkylberäkningar [68]. 32

38 Tabell 12. Årliga utbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Total apparatkostnad Grundinvestering Årlig anläggningskostnad Bundet kapital Råvarulager Etanollager Bränslelager Foderlager* Reservdelar Direkta rörliga kostnader Råvarukostnad Enzykostnad Bränslekostnad Underhåll o reparationer Driftspersonal Driftsledning Laboratoriepersonal Indirekta rörliga kostnader Overhead personal Adinistration Forskning o utveckling ** Totala årliga utbetalningar,u i *Baseras på 10 dagars lagring och ett försäljningspris på 0.80kr/kg **Inget pålägg för forskning och utveckling, på grund av ogen process Tabell 13. Årliga inbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Etanolförsäljning Bränsleförsäljning * Foderförsäljning ** Totala årliga inbetalningar, Ii *Baserat på ett bränslepris på 211kr/MWh ** Baserat på ett foderpris på 0.8kr/kg Tabell 14. Total vinst i MSEK, årligt överskott i MSEK, återbetalningstid i år. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid

39 Jäförelsen blir något orättvis då stärkelseprocessen tjänar på att den inte har någon kostand för en bränslepanna. En er rättvis jäförelse hade varit o de bränsleproducerade processerna hade sålt sitt bränsle och köpt in ånga utan att producera den själv, vilket skulle edföra att även den undko kostnaden för bränslepannan. Anledningen till att jäförelsen ändå utfördes ed en bränslepanna är att det är en er verklighetsanpassad lösning, efterso det inte är säkert o bränslet går att sälja. Produktionskostnad Efterso arknaden för biprodukterna är osäker har produktionspriset per liter etanol bestäts utan hänsyn till intäkt från biprodukt. Där etanolen är ensa kostnadsbärare för tillverkningen och investeringskostnaden. Produktionspriset för de olika processerna visas i tabell 14. Tabell 15. Produktionskostnad per liter etanol i kr/l. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Produktionskostnad Känslighetsanalys Efterso ånga antaganden har gjorts i beräkningarna har en känslighetsanalys gjorts på de största posterna för att undersöka o den inbördes ordningen ellan processalternativen förändras. I känslighetsanalysen har posterna ångbehov, råvarukostnad och apparatkostnad undersökts geno att den undersökta posten har ökats ed 20 %, varefter kalkylerna beräknats ed detta so grund. Beräkningarna återfinns i bilaga 7 Kalkylberäkningar resultatet visas i tabell 15, 16 och 17. Tabell 16. Nuvärde, årligt överskott i MSEK och återbetalningstid i år vid 20% ökat ångbehov Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid Tabell 17. Nuvärde, årligt överskott i MSEK och återbetalningstid i år vid 20% ökad råvarukostnad Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid Tabell 18. Nuvärde, årligt överskott i MSEK och återbetalningstid i år vid 20% ökad total apparatkostnad Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid

40 Känslighetsanalysen visar att den inbördes ordningsföljden i stort sett är den saa oavsett o ångbehovet, råvarukostnaden eller apparatkostnaden ökas. De största skillnaderna so kan utläsas är ellan stärkelse och SSF, när råvarukostnaden ändras blir processekonoin för SSF bättre än för stärkelseprocessen. Detta efterso den största kostnaden i stärkelseprocessen är just råvarukostnaden vilket gör den processen er känslig för förändringar. I tre av fyra fall följs stärkelse och SSF åt, en när posten apparatkostnader undersöks syns en tydlig skillnad ellan de. Cellulosaprocessen, SSF och SHF/SSF är alla starkt beroende av apparatkostnaden efterso det är en stor kostnad redan från början påverkas de ycket av alla procentuella ökningar, edan stärkelseprocessen inte är lika känslig för förändringar i apparatkostnaderna. 35

41 5 Diskussion och slutsatser Vi har valt att vidare studera vete/vetehal och eventuellt ajs/ajsblast so råvara till en integrerad process. Detta efterso att de har hög avkastning, etanolutbyte sat lignin- och stärkelsehalt. De har även bra lagringsöjligheter och går att odla i Europa. Processerna designades för vete och vetehal. Vid användning av ajs so råvara antas skillnaden troligen ligga i förbehandlingen. Majsens beståndsdelar skiljer sig även något från vetes. Den lite lägre stärkelsehalten skulle ge ett lägre etanolutbyte, en satidigt har ajsblasten en högre ligninhalt, vilket ger ett högre värevärde i bränslet so fås från biprodukten. Priset på råvaran utgör % av produktionskostnaden. Efterso tillgången och priset varierar under året bör fabriken skriva kontrakt ed råvaruleverantörerna för att erhålla en stabil produktionskostnad och garanterad tillgång. Råvarupriset är även beroende av transportkostnaden, vilket gör det viktigt att fabriken har råvaruleverantörer i närorådet. Detta har speciellt stor betydelse för hal so är skryande och alltså inte lönsa att transportera några längre sträckor. Produktionskostnaden för drivedelsetanol i Europa ligger över världsarknadspriset på grund av dyra råvaror. För att produktionen ska vara lönsa har EU infört tullar för att gynna inheska producenter. Efter påtryckningar från USA och Brasilien råder i dagsläget en diskussion o att ta bort dessa tullar för att skapa en fri arknad. O tullarna försvinner skulle ett er lönsat alternativ vara att producera drivedelsetanol från sockerdurra/stjälk i Afrika, eller sockerrör/bagass i Brasilien. Etanolpriset ligger högre än priset för bensin, en för att gynna drivedelsetanolen har en del länder skattebefriat den. En läplig lokalisering är Ungern so både är fullvärdig EU-edle och har hundraprocentig skattebefrielse på drivedelsetanol. Ungen är även en stor producent av både vete och ajs per invånare, vilket innebär ett överskott och en drivedelsetanolanläggning skulle inte konkurrera ed befintliga användningsoråden so till exepel livsedel. Från de olika tänkbara sätten att integrera en cellulosaprocess i en stärkelseprocess so diskuterats i rapporten valdes följande två alternativ för vidare studier. 1) Försockra och ferentera den förbehandlade cellulosan tillsaans ed stärkelse, SSF. 2) Inblandning av cellulosa i satidig försockring och ferentering tillsaans ed stärkelse, SHF/SSF. En fördel ed SSF är att det saanlagda spädningsbehovet inskar. Detta efterso indre vatten åste tillsättas till ferenteringen av stärkelseprocessen då cellulosan späder ut den höga sockerhalten. Detta resulterar i ett inskat energibehov i destillation och indunstning. En annan fördel ed SSF är att risken för infektioner so kan uppstå i försockringstanken inskar. Nackdelen ed SSF är att restprodukterna blandas, vilket edför att destillationen blir er koplex. Den restprodukt so bildas har ett lägre värevärde än för rent ligninbränsle och är därför inte lika lönsa att sälja utan bör därför tas till vara i en egen bränslepanna. Det är 36

42 fortfarande oklart o bränslet koer att klassas so ett avfall, på grund av kväve från stärkelsen, eller so ett biobränsle. Med SHF/SSF undviks probleet ed den blandade biprodukten. Ligninet kan tvättas ut innan integreringen sker och pressas till pellets satidigt so den proteinrika restprodukten kan säljas so foder. Fodret kan eventuellt innehålla restprodukter från cellulosan såso furfurylalkohol och hydroxietylfurfurylalkohol, en har antagits vara likvärdigt ed det foder so erhålls vid en ren stärkelseprocess, en bör undersökas vidare. Marknaden för foder är dock begränsad, vilket bör beaktas vid en expansion av stärkelseprocess och SHF/SSF. Efterso cellulosan hydrolyseras och ferenteras separat blir etanolutbytet något lägre då inhibitorerna so bildas under hydrolysen häar bildandet av etanol. En risk ed att integrera den hydrolyserade cellulosan i stärkelseprocessen är att halten inhibitorer ökar snabbt och det kan eventuellt skada jästen. Den risken kan kanske undvikas geno att använda fed-batch teknik och då erhålla en lägre halt inhibitorer. För att göra en rättvis jäförelse av de olika processernas etanolutbyte användes ett edelvärde ellan de rena cellulosa- och stärkelseprocesserna. Detta edelvärde, 0.35 l/kgts, jäfördes i sin tur ed de två integrerade, 0.34 l/kgts för SSF respektive 0.32 l/kgts för SHF/SSF. För SSF ligger utbytet ungefär vid edelvärdet en för SHF/SSF lite lägre. Då bara utbytet beaktas är inte en integration ellan stärkelse och cellulosa lönsa. Vid beräkningar av utbytena har jästen antagits kunna ferentera både pentoser och hexoser, en ed en lägre verkningsgrad för pentoser. De est energikrävande enhetsoperationerna är destillation, indunstning och torkning. Destillationen och indunstningen har siulerats i Aspen Plus ed två respektive fyra koponenter. Vid jäförelse av energiåtgången i destillationen lägger sig de båda integrerade processerna under edelvärdet ellan de rena cellulosa- och stärkelseprocesserna. Vid industningen ligger energibehovet för SHF/SSF strax över edlet edan SSF ligger under edelvärdet. Vid torkningen är det lufttorkarna, so återfinns i stärkelseprocessen och SHF/SSF, so är est energikrävande jäfört ed ångtorkarna so ed hjälp av användning av sekundärväre i stort sett driver sig själva. Detta resulterar i att SSF har det lägsta totala energibehovet av alla processalternativen edan energiåtgången i SHF/SSF lägger sig lite högre än edelvärdet från ren stärkelse och ren cellulosa. Investeringskostnaden för de olika enhetsoperationerna i anläggningarna har bestäts till största delen ed Ulrichs etod. Metoden är något föråldrad en då den tar hänsyn till både installationskostnad, kringutrustning och ingenjörsarbete ansågs den vara läplig att tilläpa. Geno ett konsekvent användande av saa etod ansågs resultaten bli er jäförbara. Då ålet ed projektet var att göra en jäförelse av processerna har apparatkostnader för skrubber och olekylsikt försuats då de är lika stora för alla processerna. Reaktionsväret so bildas i ferentortankarna har försuats, vilket edför att kostnaden för väreväxlarna so bortför väret inte har inkluderats. 37

43 Investeringskostnaden för SSF ligger generellt runt edelvärdet ellan cellulosa och stärkelse för alla enhetsstegen, uto i torkningen där den ligger klart under. Detta jänas ut av att det tillkoer en kostnad för filterpress, och den slutgiltiga investeringskostnaden lägger sig strax under edelvärdet. Totalkostnaden för SSF blev 730 MSEK, och edelkostnaden låg på 740 MSEK. Däreot för SHF/SSF låg totalkostnaden på 1005 MSEK, alltså högt över edelvärdet. Anledningen till att kostnaden för SHF/SSF avviker är att det behövs både två torkar och en filterpress. I kostnaden för alla processer uto ren stärkelse antas att en pelletspanna åste köpas in för ånggenerering, i stärkelseprocessen antas ångan kunna köpas in då inget bränsle produceras i denna process. Anläggningarna kalkylerades över 15 år ed en internränta på 10 %. De årliga utbetalningarna beräknades ed Ulrichs etod ed saa påslagsfaktorer för alla processerna uto för forskning och utveckling, där stärkelsen anses vara en ogen process och denna faktor sattes till noll. Priset på etanol sattes till 5.50 kr/l, vilket edförde att SHF/SSF går ed förlust. Trots att SHF/SSF ger både foder och bränsle so biprodukt kunde inte den höga produktionskostnaden på 6.31 kr/l uppvägas, utan processen gav en årlig förlust på 15 MSEK. Det årliga överskottet i SSF låg på 68 MSEK relativt 38 MSEK för edelvärdet, nästan lika stor vinst so för ren stärkelse, 71 MSEK. Känslighetsanalysen visar att den inbördes ordningsföljden i stort sett är den saa oavsett o ångbehovet, råvarukostnaden eller apparatkostnaden ökas ed 20 %. Den största skillnaden är när råvarukostnaden förändras. Detta efterso stärkelseprocessen är speciellt känslig för förändringar av råvarukostnaden. När apparatkostnaderna undersöks syns en tydlig skillnad ellan processalternativen. Cellulosaprocessen, SSF och SHF/SSF är alla starkt beroende av apparatkostnaden efterso det är en stor kostnad. Alla kalkylberäkninngarna blir något orättvisa efterso stärkelseprocessen tjänar på att den inte har någon kostnad för bränslepanna. En er rättvis jäförelse hade varit o de bränsleproducerande processerna hade sålt bränslet och köpt in ånga. De processerna skulle då undkoa kostnaden för en bränslepannan. Produktionskostnaden för SSF låg på 4.78 kr/l, edelvärdet för de båda separata processerna låg på 5.40 kr/l och 5.12 kr/l för ren stärkelse. Alltså skulle SSF ge en nästan lika stor vinst so för ren stärkelse en ha en lägre produktionskostnad, vilket gör den indre beroende av att sälja biprodukten. Biprodukten so bildas används för att försörja den egna anläggningen ed energi och under förutsättning att bränslet blir godkänt kan överskottet säljas. Trots att utbytet av etanol per kilogra råvara inte var högre än edelvärdet kan ändå stora vinster göras ed en integration där cellulosa och stärkelse satidigt försockras och ferenteras tillsaans. Detta efterso integreringen edför att både investeringskostnaden och energibehovet sänks. Alltså anses denna integrationsöjlighet intressant. Det krävs dock vidare studier för att se o de antaganden so gjorts är öjliga att genoföra. 38

44 6 Källförteckning [1] Gunnarsson E., Projektledare, Projekt Höglandsetanol slutrapport förstudie, ÅF-Process AB, [2] Karlsson B., Johnsson B., Eklöf P., Lindgren A., Marknadsöversikt vegetabilier, Jordbruksverket, Rapport 2005:22, 2005 [3] Björsell M., Skattebefrielsen för biodrivedel leder den rätt?, Naturvårdsverket, rapport 5433, noveber 2004 [4] Holströ L., Mer etanol I bensin inskar Europas koldioxidutsläpp, Sydsvenska Dagbladet, 10 februari 2007 [5] Jacques K.A., Lyons T.P., Kelsall DR, The alcohol textbook, Alltech Inc, upplaga 4, 2003, kapitel 2, s. 9, 11, 17-18, 20-21, kapitel 10, s , s [6] Zacchi G., Etanol so drivedel, Energi och Miljö, 2004, sid 5-7 [7] Studiebesök på Lantännen Agroetanol AB, 2004 [8] Novozyes, se bilaga 8 - Enzyer [9] Nilsson D., Etanol från sockerbetor. Förstudie o öjligheterna till storskalig produktion i Blekinge, Länsstyrelsen i Blekinge län, rapport 7, 2006 [10] Öhgren K., PhD, SEKAB International, Project Engineer, ail-kontakt, ( ) [11] Zacchi G., untlig källa, ( ) [12] Wingren A., Ethanol fro Softwood Techno-Econoic Evaluation for Developent pf the Enzyatic Process, Departent of Cheical Engeneering, Lund University, Sweden, 2005 [13] Goldschidt B., Biobränslebaserade energikobinat ed tillverkning av drivedel, Väreforsk service AB, januari 2005 [14] Zacchi G., Prof., Instutionen för keiteknik, Lunds Tekniska Högskola, untlig källa ( ) [15] Vallander L., Etanol so biodrivedel, Statens Energiyndighet, Maj 2004 [16] Zacchi G., Föreläsning i KET010, energi & iljö, LTH, 2006 [17] Sorensen H.R., Pedersen S, Vikso-Nielsen A., Efficiencies of designed enzye cobinations in releasing arabinose and xylose fro wheat arabinoxylan in an industrial ethanol ferentation residue, Elsevier, 36:5-6, 2005, [18] Söderströ J., Ett nytt utvecklingssteg? Industriell utvecklingspotential för biodrivedel ino BioFuel region, Länsstyrelsen, Västernorrland, 6/ [19] Zacchi G., Prof., Instutionen för keiteknik, Lunds Tekniska Högskola, untlig källa ( ) [20] Statens energiyndighet, Prograet etanol från skogsråvara, 2006 [21] studiebesök på SEKAB, [22] Exaensarbete - Kolets saansättning och energiinnehåll i växt- och avfallsaterial, ( ) 39

45 [23] SCB, ( ) [24] Jordbruksverket, 15/JO15SM0601/JO15SM0601_tabeller1.ht ( ) [25] Skaelsen Schidt A., Thosen A.B., Optiization of wet oxidation pre-treatent of wheat straw, Elsevier, ; [26] Finska livsedelssäkerhetsverket, xtproduktion_och_foder/spannal/uppfoljning_av_spannalsskorden s_kvalitet/spannalsskordens_kvalitet_ar_ / ( ) [27] Rosenberger A., Kaul H-.P., Senn T., Aufhaer W., Costs of bioethanol production fro winter cereals: the effect of growing conditions and crop production intensity levels, Industrial Crops and Products 15, 2002, s [28] Brohede L., Agrono, Lantännen Analycen AB, telefonkontakt ( ) [29] Zacchi G., Prof., Instutionen för keiteknik, Lunds Tekniska Högskola, untlig källa ( ) [30] Ki, Seungdo, Dale, E. Bruce, Global potential bioethanol production fro wasted crops and crop residues, Elsvier, 2003, [31] Lantännen Agroetanol AB, ( ) [32] Bernesson S., Nilsson D., Hal so energikälla. Översikt av existerande kunskap, SLU, Institutionen för bioetri och teknik, Rapport iljö, teknik och lantbruk 2005:07 [33] Lantännen Säker Spannål 2005, upplaga 1, Lantännen 2005, 5uIDnJWkRiZsWGsPhjSnWT50RJ71EI ( ) [34] National encyklopedin sökord ajs, elektronisk version [35] Åkesson E., Majs till ogen skörd, Sveriges lantbruks universitet, Alnarp 2005 [36] SCADplus: Den geensaa organisationen av arkanden för spannål ( ) [37] Öhgren K., Fuel ethanol production fro corn stover, Departent of Cheical Engeneering, Lund University, Sweden, 2006 [38] The national corn growers association, World of corn, USA ( ) [39] Jordbruksstatistisk årsbok Internationella uppgifter o jordbruk, 2005 [40] Bryngelsson S., Socker fakta och hälsoässiga aspekter, Swedish Nutrition foundation, April 2006 [41] Plant Culture, exploring plants & people, trade.htl ( ) 40

46 [42] Lagerkvist Tolke C., Marknadsöversikt, Etanol en jordbruks- och industriprodukt, Jordbruksverket, Rapport 11, April 2006 [43] Shapouri H., Salassi M., Fairbanks N., The econoic feasibility of ethanol production in the United States, USDA, Juli 2006 [44] Sasaki, M, Adshiri, T, Arai, K, Fractionation of sugarcane bagasse by hydrotheral treatent, Elsevier, 86:3, 2003, [45] Suckrose on a stick, ( ) [46] National encyklopedin, sökord: sockerdurra, elektronisk version ( ) [47] Sweet Sorghu Ideal for Biofuel, ( ) [48] National Sweet Sorghu Producers and Processors Association, ( ) [49] Maa D., Christakopoulos P., Koullas D., Kekos D., Macris B.J., och Koukios E., An alternative approach to the bioconversion of sweet sorghu carbohydrates to ethanol, Bioass and bioenergy, 8:2, 1995 [50] Iowa Energy Center, ( ) [51] Svenska petroleuinstitutet, SPI; bensinpriser ånadsvärden, ( ) [52] Marknadsintroduktion Ungern, Exportrådet ( ) [53] De nya edlesländernas jordbruk ( ) [54] Europa, Europeiska koissionen, ( ) [55] Linde M., Galbe M., Zacchi G., Stea Pretreatent od Acid-Sprayed and Acid-Soaked Barley Straw for Production of Ethanol, Applied Biocheistry and Biotechnology, , 2006 [56] Mörtstedt S-E., Hellsten G., Data och Diagra, 1999 [57] Ullann's Encyclopedia of Industrial Cheistry A5, Verlagsgesellschaft, 5 th edition, 1986 [58] Kirk-Other Encyclopedia of Cheical Technology 15, John Wiley & sons, 4 th edition, 1995 [59] Sparno M.,Dolan KD.,NG P.K.W,Theral kinetic paraeters of thiain in wheat flour at teperatures higher than 100 o C, Journal of food science, vol.70 NR 3, 2005 [60] Zacchi G., Prof., Instutionen för keiteknik, Lunds Tekniska Högskola, untlig källa ( ) 41

47 [61] Linde M., Galbe M., Zacchi G., Siultaneous saccharification and ferentation of steapretreated barley straw at low enzye loadings and low yeast concentration, Enzye and Microbial Technology, 40:5, 2007 [62] Aylward G., Findlay T., SI Cheical Data, fete upplagan, 2002 [63] Stake Technology, se bilaga 9 - Reaktoroffert [64] Zacchi G., Prof., Instutionen för keiteknik, Lunds Tekniska Högskola, untlig källa ( ) [65] Von Sivers M., Ethanol fro Wood A techno-econoical evaluation of the enzyatic hydrolysis process, 1993 [66] Mujudar Arun S., Drying of solids, K.A. Rastogi, 1990 [67] Ulrich G. D. A, Guide to Cheical Engineering Process Design and Econoics, John Wiley and Sonic Inc., 1984 [68] Mattsson J.E., SLU Affärsutveckling Närodlade stråbränslen till kraftväreverk slutrapport, SLU Alnarp, Instutitionen för landskaps- och trädgårdsteknik, Rapport 2006:8 42

48 Bilaga 1 Processchea 1

49 Cellulosa tabell över huvudflöden Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [vikt %] Pentos socker (C 5 ) [vikt %] Teperatur [ C] Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [%] Löst torrsubstans [%] Etanol koncentration [%] Teperatur [ C] Till destillation Till filterpress Till indunstning Från centrifug till blandskruv Från indunstning Till tork Ut ur tork

50 3

51 Stärkelse tabell över huvudflöden Flöden Flöde [ton/h] Torrsubstans [vikt %] Teperatur [ C] Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [%] Löst torrsubstans [%] Etanol koncentration [%] Teperatur [ C] Till destillation Till centrifug Till indunstning Från centrifug till blandskruv Från indunstning Till tork Ut ur tork

52 5

53 SSF tabell över huvudflöden Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) Pentos socker (C 5 ) [vikt %] Teperatur [ C] [vikt %] C C C C C C Flöden Flöde [ton/h] Torrsubstans [vikt %] Teperatur [ C] S S S S S S S Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [%] Löst torrsubstans [%] Etanol koncentration [%] Teperatur [ C] Till destillation Till filterpress Till indunstning Från centrifug till blandskruv Från indunstning Till tork Ut ur tork

54 SHF/SSF tabell över huvudflöden 7

55 Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [vikt %] Pentos socker (C 5 ) [vikt %] Teperatur [ C] C C C C C C Flöden Flöde [ton/h] Torrsubstans [vikt %] Teperatur [ C] S S S S S S S Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans (wis) [%] Löst torrsubstans [%] Etanol koncentration [%] Teperatur [ C] Till destillation Till centrifug Till indunstning Från centrifug till blandskruv Från indunstning Till lufttork Ut ur lufttork Flöden Flöde [ton/h] Fast torrsubstans Löst torrsubstans [%] (wis) [%] Till ångtork Ut ur ångtork

56 Bilaga 2 Fraställning I alla beräkningar används en räknebas på totalt 1000 kg/h vetekorn och totalt 1300 kg/h vetehal. En uppskalning görs i slutet för att tillverka årston etanol. Allt vatten so förbrukas i processen försuas då de ängderna är så så i förhållande till de so behöver tillsättas. Teperaturen på aterialet in antas vara 20 o C. Nureringen på ströarna är de saa so i bilaga 1 Processchea. Cellulosa (SSF) Förbehandling Ångbehovet i förvärningen bestädes geno att energibalanser ställdes upp över alla enhetsstegen, även en koponentbalans ställdes upp för vatten över hela systeet. Ångan so används är på 20 bar. Den recirkulerade ångan so är 1 bar antas förvära aterialet till 85 o C innan ångexplosionen för att få en bra drivande kraft. Värekapaciteten för proteinerna i halen antas vara saa so för vetekorn. För heicellulosa antas saa värekapacitet so för cellulosa. Värekapacitet och assflöde för svavelsyra skrivs i foreln ed i TS. Materialet so går in har en TS-halt på Svavelsyra tillsätts till 2 vikts-%. [55] Förvärningen Cp 2 H2O flash H avlett H H2O H2SO4 2, H2O TS o kg/h T2 20 C ( antagande) ( sökt) 2O TS kg/h o ( sökt) T ( ) 2O 3 85 C antagande 4.2kJ/kg/K [ 56] H1bar 2675kJ/kg [ 56] kg/h [ 55] Cp Cp H2O TS T + T TS 3H2O Cp Cp TS H2O T + 2 T 3 ( ) flash H2O avlett H2O H 1bar (1) där 3H2O TS Cp TS 2 H2O ( ) ( X + X ) + X + cellulosa protein flash H2O TS heicellulosa Cp avlett H2O vetekorn TS + Cp H2SO4 cellulosa Cp + X H2SO4 lignin TS Cp lignin (2) (3) 1

57 Ångexplosion En verkningsgrad på ångan, η ång, antas till I ångexplosionen hålls teperaturen vid 190 o C, vilket otvsvarar ett tryck på 13 bar [56]. Cp T H η T h 3 ång 4 TS H 2 O ånga 85 20bar 4.18kJ/kg/K [ 56] Xcellulosa 38 vikts - % [ 25] 1066kg/h X heicellulosa 32.8 vikts % [ 25] sökt Xlignin 8.9 vikts - % [ 25] o C ( antagande) X protein 20.3 % 2799kJ/kg [ 56] Cp cellulosa 1kJ/kg/K [ 57] 0.98 ( antagande) Cp lignin 1.3kJ/kg/K [ 58] o -3 C ( antagande) Cp protein kj/kg/k [ 59] 815kJ/kg [ 56] Cp 1.4kJ/kg/K [ 56] bar H 2 SO 4 3 H2O TS Cp Cp H2O TS T T + TS Cp ( + ) 3H2O TS T + ånga 3 h 13bar ånga H 20bar η ång (4) där 4 H2O TS Cp TS 3H2O enligt (3) ånga (5) I förbehandlingen antas att 60 % av heicellulosan gå ut i lösning och ovandlas till pentoser. 95 % av cellulosan antas bli exponerad för vidare behandling. Det fevärda socker och den cellulosa so frigörs beräknas i ekvation 6 och 7. X X M M heicellulosa cellulosa TS 32.8% 38% 1066kg/h C5H8O4 C6H10O kg/ol kg/ol n n C5H10O5 C6H10O5 0.6 n 0.95 X M C5H8O4 cellulosa C6H10O5 X 0.6 TS heicellulosa M C5H8O4 TS ol/h ol/h ( 6) ( 7) 2

58 Flashkaaren Värekapaciteten för det socker so lösts ut i ångexplosionen antas vara saa so för cellulosan. Trycket i flashkaaren antas vara 1bar och teperaturen ut antas vara 95 o C. T T h bar o o C C 815kJ/kg ( antagande) ( antagande) [ 56] H h 1bar 1bar 5 H2O 2675kJ7kg 418kJ7kg sökt [ 56] [ 56] TS Cp Cp TS T + enligt (3) ( + ) h H + TS TS 4 4 H2O ånga 13bar flash 1bar 5 H2O Vattenbalans över hela förbehandlingen 2 H2O 5 H2O avlett H2O ånga 234kg/h sökt sökt sökt h 1bar + TS Cp TS T 5 (8) 2 H2O + ånga 5 H2O + avlett H2O (9) Ekvation 1, 4, 8 och 9 löstes i Matlab och gav följande resultat: ånga flash H2O 5H2O 141.1kg/h avlett H2O 131.3kg/h 319.2kg/h 55.9kg/h 3

59 Spädning Efter förbehandlingen späds lösningen ed vatten till 8 % WIS (vattenolösliga koponenter). Detta för att inska inverkan från inhibitorerna i SSFen. n M M cts C5H10O5 C5H8O4 5 H2O 1066kg/h C5H10O ol/h kg/h -3-3 kg/ol kg/ol ( 6) 5 WIS C6 späd 6 H 2O 5 WIS kg/h TS späd 5 H2O + C5H8O4 5 H2O (so lösts 5 WIS kg/h ut till socker) 4 C5H10O5 6 TS 5 H2O n C5H10O5 5TS M n C5H8O4 C5H10O kg/h M C5H10O kg/h ( 10) ( 11) ( 12) ( 13) Teperaturen på spädvattnet bestäs ed en energibalans över spädningen. Förändringar i Cp TS pga det socker so lösts ut försuas. Teperaturen i SSFen antas vara 37 o C. Cp T 5H2O 5 H2O kg/h späd kg/h ( 12) 4.2kJ/kg/K [ 56] Tspäd sökt o o T 37 C ( antagande) C SSF ( Cp + Cp ) T + Cp T ( Cp + Cp ) T ( 14) TS TS 5 H2O H2O 5 späd H2O späd TS TS 6 H2O H2O SSF TS T späd Cp TS 33 enligt (3) o C 4

60 Satidig hydrolys och ferentation I hydrolysdelen antas en enzyverkningsgrad, η ch, på 0.86 av den teoretiska. I ferentationsdelen antas en verkningsgrad på hexoser, η f, till 0.88 och η pf 0.6 för pentoser. η η η n n ch pf f M C6H10O5 C5H10O5 C2H5OH ol/ h ol/ h kg/ol ( antagande ) ( antagande ) ( antagande ) ( 9) ( 8) [ 56] n n C6H12O6 C2H5OH C2H5OH CO 2 n η η ch pf n n C2H5OH 5 n C5H 3 M C2H5OH C6H10O5 M CO ol/h 10O5 + η C2H5OH f 2 n kg/h 229.3kg/h C6H12O ol/h ( 15) ( 16) ( 17) ( 18) Etanolhalt ut ur SSF Det CO 2 so bildats räknas inte ed då det antas läna ferentorn. Allt sexvärt socker antas tas upp av jästen, edan det fevärda so ej ferenterats antas vara kvar. C2H5OH 6 H 2O 5 WIS 240.2kg/h ( 17) n C H O ol/h ( 15) kg/h ( 13) -3 M C H O kg/ol kg/h ( 10) η f H 2O + C2H5OH C2H5OH + SSFC5H10O5 + WIS 2.3vikts% där WIS 5 WIS C6H10O6 (so bildat socker) 5 WIS n C6H12O6 M C6H10O kg/h SSFC5H10O5 n C5H10O5 M C5H10O5 ( 1 η ) 97.0kg/h pf 5

61 Stärkelse (SSF) Förbehandling För att bestäa ång- och vattenbehov i förbehandlingen ställdes energibalanser upp för alla enhetsstegen, även koponentbalanser för vatten och TS ställdes upp over alla enhetssteg. Slurrytank Teperaturen på det återförda processvattnet antas vara 100 o C. Det återförda vattnet antas vara 40 % av den totala vattenängden so tillförs i slurrytanken. Ångan so tillsätts antas vara vid 1bar. Fysikaliska data anges nedan. [56] X X kg/h 1TS 2 TS sökt återflöde 84 vikts% sökt färskvatten sökt sökt ( antagande) [59] o T 20 C T 1 2 Cp Cp H ånga,1 60 TS H2O 1bar sökt o C kJ/kg kJ/kg kj/k/kg ( antagande) ( antagande) [59] [ 56] [ 56] X 1 1TS 2 X 2 TS ( 22) 1 ( 1- X ) ( 1 X ) ( 23) 1TS färskvatten återflöde ånga,1 2 2 TS färskvatten återflöde + återflöde 40% ( 24) 1 + X 1 1TS Cp T + Cp T + Cp + ( 1- X ) Cp T X Cp T + ( 1 X ) Cp T ' ( 25) 1TS TS 1 H 2O återflöde 1 2 H 2O 2 TS återflöde TS 2 färskvatten 2 T färskvatten 2 TS H 2O H 2O 2 ånga,1 H 1bar 6

62 Jetkokaren Ångan so används i jetkokaren antas vara vid 2bar, resterande fysikaliska data visas nedan. [56] X X 2 3 o sökt T2 60 C ( antagande) sökt o T3 120 C ( antagande) sökt H 2bar 2706kJ/kg [ 56] sökt -3 CpTS kj/kg [59] sökt Cp 4.2kJ/kg ånga,2 2 TS 3TS H2O 2 X 2 TS 3 X 3TS ( 26) 2 2 ( 1- X ) + ( 1- X ) ( 27) X 3 2 TS X 2 TS Cp 3TS TS Cp T TS ånga,2 2 T ( 1 X 2 ) Cp H O T2 + ånga,2 H 2bar TS 2 ( 1- X ) Cp T ( 28) 3 3TS 3TS H 2O Flashkaaren Trycket i flashkaaren antas vara 0.6 bar. X X 3 4 o sökt T3 120 C ( antagande) sökt o T4 85 C ( antagande) sökt H 2bar 2706kJ/kg [ 56] sökt -3 Cp TS kj/kg [ 56] 35 vikts - % Cp 4.2kJ/kg flash 3TS 4 TS 3 H2O [ 56] X 3 3 TS 4 X 4 TS ( 29) 3 3 ( 1- X ) + ( 1- X ) ( 30) X flash 3 TS 3 TS H Cp 0.6bar TS flash T ( 1- X 3 ) Cp H O T3 TS 2 ( 1- X ) Cp T + ( 1- X ) Cp T ( 31) TS 4 TS TS TS H 2O 4 7

63 Ekvation löstes i Matlab och gav följande resultat: färskvatten återflöde ånga,1 ånga,2 flash 817.7kg/h 545.1kg/h 27.8kg/h 178.9kg/h 112.4kg/h X X TS 3TS kg/h kg/h kg/h 35 vikts - % 33 vikts - % Satidig hydroys och ferentation I hydrolysdelen antas en enzyverkningsgrad, η sh, på 0.97 av den teoretiska. I ferentationsdelen antas en verkningsgrad, η f, till η η f X sh M C6H10O5 C6H10O vikt % avts kg/ol [26] M M C2H5OH CO2 TS X TS -3-3 kg/ol kg/ol kg/h n n n C6H10O5 C6H12O6 C2H5OH C2H5OH CO2 η n TS X M η sh f n n 2 n C2H5OH C2H5OH C6H10O5 C6H10O5 M C6H10O C6H12O6 M CO ol/h ol/h ol/h C2H5OH kg/h 270.9kg/h ( 32) ( 33) ( 34) ( 35) ( 36) Spädning För att inte få en högre etanolkoncentration än 7.9 vikts% (~ 10 vol%) i SSFen åste lösningen spädas ed vatten innan den går in i SSF. Vid SSFen antas saa ängd CO 2 bildas so etanol. n n n C2H5OH TS kg/h 840kg/h kg/h C6H10O6 C6H12O6 C2H5OH ol/h ol/h ol/h ( 35) ( 22) ( 31) ( 32) ( 33) ( 34) M M η η f X C6H10O5 C6H12O6 sh TS vikts - % -3-3 kg/ol kg/ol 8

64 SSF H2O + C2H5OH C2H5OH CO2 + SSFC6H12O6 + SSF WIS 7.9% ( 37) där SSF WIS TS C6H10O6 (so bildat socker) TS n C6H10O6 M C6H10O5 η sh 292.9kg/h ( 38) SSF H2O späd H 2O kg/h 5H2O 4 H2O 5H2O 4 ( 1- X ) kg/h ( 39) 4TS SSF Förbehandling Förbehandlingen sker separat för cellulosan och stärkelsen enligt de separata processerna. Saa jäst kan användas vid en integrerad process so vid de separata och enzyerna antas inte påverka varandra, därför antas saa verkningsgrader so vid de separata processerna. Satidig hydrolys och ferentation η ηf 0.88 n sh M 0.97 sc6h10o5 CO ol/h kg/ol ( 32) [ 56] η η n n ch pf cc6h10o5 C5H8O ol/h ol/h ( 7) ( 6) n n C6H12O6 C2H5OH C2H5OH CO2 η η n ch pf n n C2H5OH 5 n C2H5 3 M C2H5OH C6H10O6 M CO2 + η OH sh + η C2H5OH n f C6H10O 2 n kg/h kg/h ol/h C6H12O ol/h ( 40) ( 41) ( 42) ( 43) 9

65 Spädning av cellulosan efter förbehandlingen För att hålla ner etanolkoncentrationen i SSFen åste lösningen spädas. Hur ycket vatten so behövs beräknas på saa sätt so för stärkelseprocessen. Då cellulosalösningen behöver spädning innan SSFen används detta vatten här. n n n n n C 2H5OH s TS cts s kg/h 840kg/h 1066kg/h kg/h c5 H 2O s C6H10O5 c C6H10O5 C5H10O5 C6H12O6 C2H5OH 319.2kg/h ol/ h ol/ h ol/ h ol/h ol /h ( 42) ( 32) ( 7) ( 6) ( 40) ( 42) M M M M M η η η η f X C6H10O5 C6H12O6 C5H8O4 C5H10O5 CO2 sh ch pf vikts% s4 TS kg/h kg/ol kg/ol kg/ol kg/ol SSF H2O + C2H5OH C2H5OH + SSFC5H10O5 + WIS 7.9% ( 44) där WIS TS cts SSFC5H10O5 + n C6H10O6 sts C5H10O5 (so bildat socker) ( n η + n η ) M n M 798.2kg/h ( 45) M s C6H10O5 C5H10O5 sh (so bildat socker) ( 1 η ) 97.0kg/h ( 46) pf c C H O C H O ch C H O C H O C H O SSF H2O kg/h späd H 2O 5H2O s4 H2O c5h2o SSFH2O 4 ( 1- X ) kg/h ( 47) 4TS c5h2o 10

66 Detta skulle ge en WIS-halt i cellulosan in till SSFen på: c TS späd H c5h2 c5wis 1066kg/h n C H O ol/h ( 6) kg/h ( 47) -3 O M 2 C H O kg/ol kg/h ( 1 ), ( 4),( 6),( 7) O M C H O kg/ol kg/h ( 10) WIS c6 c5wis c6 späd H 2O späd H 2O + + c5h2o c5h2o c5wis + + c5wis c5 WIS c5 WIS + + n C5H10O5 C5H10O5 M C5H10O vikts% ( 48) Spädvattnets teperatur: Teperaturen i SSFen antas vara 32 o C kg/h 1, 4, 6, Cp T T T c5h2o c5 SSF H2O 95 späd H 2O späd 4.2kJ/kg/K sökt 32 C kg/h C ( ) ( ) ( ) ( 7) ( antagande) ( 47) ( antagande) ( Cp + Cp ) T + Cp T ( Cp + Cp ) T ( 49) TS o o TS 5H2O H2O 5 späd H2O späd TS TS 6 H2O H2O SSF TS Cp TS enligt (3) T späd 21 o C Detta skulle kanske kunna fungera i ett idealt fall till exepel fedbatch, en då det är osäkert o det går att ha så hög WIS-halt görs även beräkningar på att späda till 8 % WIS i cellulosan innan SSFen. 11

67 n M M cts C5H10O5 1066kg/h C5H8O4 C5H10O5 c5h2o ol/h kg/h -3-3 kg/ol kg/ol ( 6) ( 1 ), ( 4),( 6) och ( 7) 5 WIS C6 späd 5 WIS kg/h 0.08 c6 H2O 6 TS späd C5H8O4 5H2O + 5H2O (so lösts 5 WIS kg/h ut till socker) 4C5H10O5 6 TS 5H2O n C5H10O5 5TS n M C5H8O4 C5H10O5 M 856.2kg/h C5H10O kg/h ( 50) ( 51) ( 52) ( 53) I detta fall skulle koncentrationen ut ur SSFen bli: n n n n n C 2H 5OH s TS cts s kg/h 840kg/h 1066kg/h kg/h c6 H 2O s C6H10O5 c C6H10O5 C5H10O 5 C6H12O 6 C2H 5OH kg/h ol/ h ol/ h ol/ h ol/h ol /h ( 42) ( 53) ( 32) ( 7) ( 6) ( 40) ( 42) M M M M M η η η η f X C6H10O5 C6H12O6 C5H8O4 C5H10O5 CO2 sh ch pf vikts% s4 TS kg/h kg/ol kg/ol kg/ol kg/ol 12

68 etanolhalt SSF H2O + C2H5OH C2H5OH + SSF C5H10O5 + WIS 4.2% ( 54) där WIS SSF C5H10O5 SSF H2O TS cts + n sts C5H10O5 c6 H2O C6H10O6 + (so bildat socker) ( n s ηsh + n c ηch ) M C H O n C H O M C H O 798.2kg/h ( 55) C6H10O5 C6H10O M ( 1 η ) 97.0kg/h ( 56) s4 H2O C5H10O5 c6 H2O pf + s4 C H O (so bildat socker) ( 1 X ) kg/h ( 57) s4 TS Cp T c5h2o c5 H2O kg/h ( 1 ), ( 4),( 6) och ( 7) späd kg/h ( 52) H 2 O 4.2kJ/kg/K [ 56] Tspäd sökt o o C ( antagade) T 32 C ( antagade) SSF ( Cp + Cp ) T + Cp T ( Cp + Cp ) T ( 58) TS TS 5H2O H2O 5 späd H2O späd TS TS 6 H2O H2O SSF TS Cp TS enligt (3) T späd 28 o C 13

69 SHF/SSF Förbehandling Förbehandlingen sker separat för cellulosan och stärkelsen enligt de seprata processerna. Saa jäst kan användas vid en integrerad process so vid de separata och enzyerna antas inte påverka varandra, därför antas saa verkningsgrader so vid de separata processerna. Spädning För att inska inhibitorernas inverkan på hydrolysen späds cellulosalösningen till 8 % WIS. n M M c5ts C5H10O5 C5H8O4 C5H10O5 c5h2o 1066kg/h ol/h kg/h -3-3 kg/ol kg/ol ( 6) ( 1 ), ( 4),( 6) och ( 7) c5 WIS C6 späd 6 H2O c5wis kg/h cts späd 5H2O + C5H8O4 5H2O (so lösts ut till socker) 5 WIS 4C5H10O kg/h 6 5H2O TS n C5H10O5 5TS n M C5H10O5 C5H8O4 M 856.2kg/h C5H10O kg/h ( 59) ( 60) ( 61) ( 62) Teperaturen på spädvattnet bestäs ed en energibalans över spädningen. Förändringar i Cp TS pga det socker so lösts ut försuas. Teperaturen i hydrolysen antas vara 38 o C. Cp T 5H2O 5 H2O kg/h ( 1 ), ( 4),( 6) och ( 7) späd kg/h ( 61) 4.2kJ/kg/K [ 56] Tspäd sökt o o C ( antagande) TSSF 32 C ( antagande) 14

70 ( Cp + Cp ) T + Cp T ( Cp + Cp ) T ( 63) TS TS 5H2O H2O 5 späd H2O späd TS TS 6 H2O H2O SSF TS T späd Cp TS 34 Hydrolys enligt (3) o C Enzyverkningsgraden, η ch, antas vara 0.69 av den teoretiska. η 0.69 antagande n ch cc6h10o ol/h ( ) ( 7) n C6H12O5 η ch n c C6H10O ol/h ( 64) Tvättning I tvättningen antas all TS tvättas bort, filtratet antas ha 40 % TS, 99 % av sockret tvättas ut och går vidare. Vid tvättningen sköljs lösningen ed dubbla ängden vatten än vad so stannat i filtret. M n n C5WIS c6h2o C6H10O5 C6H12O6 C5H10O kg/h kg/h ol/h ol/h g/ol ( 10) ( 62) ( 64) ( 6) n n filtrat tvätt c8h2o C8C6H12O6 C8C5H10O5 C7 WIS ( so brutits ner till socker) ( ) 2( M n ) kg/h ( 66) n n 2 C5WIS filtrat tvätt M 0.4 C6H12O6 C5H10O5 + C5WIS C6H10O5 C7 WIS n ol/h ol/h c6h2o C6H10O5 C6H12O6 filtrat kg/h kg/h C5WIS C6H10O5 C6H12O6 ( 65) ( 67) ( 68) ( 69) 15

71 Satidig hydrolys och ferentation Alla verkningsgrader antas vara saa so i tidigare SSF. η η n sh f M M s C6H10O6 C2H5OH CO ol/h kg/h kg/ol ( 31) η η n n ch pf c8c6h12o6 c8c5h10o ol/h ol/h ( 67) ( 68) n n C6H12O6 C2H5OH C2H5OH CO2 η n n n sc6h12o6 pf C2H5OH 5 n C5H 3 M C2H5OH M + n CO2 cc6h12o6 10O5 + η C2H5OH f η sh 2 n 489.1kg/h 466.8kg/h n s C6H10O6 C6H12O5 + n c8c6h12o ol/h ol/h ( 70) ( 71) ( 72) ( 73) Etanolhalt ut ur SSF kg/h n n n n C2H5OH s TS cts s4 840kg/h 1066kg/h kg/h c8h2o C5H10O5 s C6H10O5 C6H12O6 C2H5OH kg/h ol/h ol/h ol/h ol/h ( 72) ( 22) ( 31) ( 69) ( 6) ( 31) ( 70) ( 71) M M M M η η η η f X C6H10O5 C6H12O6 C5H8O4 C5H10O5 sh ch pf vikts - % s4ts kg/ol kg/ol kg/ol kg/ol etanolhalt SSF H2O + C2H5OH CO2 C2H5OH + SSF C6H12O6 + SSF C5H10O5 + WIS 3.9 vikts - % ( 74) där WIS SSF C5H10O5 SSF H2O TS cts n n s4 H2O C6H10O6 s C6H10O5 C5H10O5 + (so bildat socker från stärkelse η M sh c8h2o M C5H10O5 C H 255.3kg/h ( 75) ( 1 ηpf ) 97.0kg/h ( 76) ( 1 X ) kg/h ( 77) s4 O s4ts c8h2o 16

72 Utbyte Utbytet beräknas so liter EtOH/ kg torr råvara. Exepel Cellulosa : ρ C2H5OH C2H5OH TS 1066kg/h Utbyte ρ 0.791kg/liter 240.2kg/h C2H5OH C2H5OH TS [ 56] ( 17) 0.28liter/kgTS ( 78) Etanolutbytena för de olika processerna saanställs i tabell 1. Tabell 19. Etanolutbyten. Process Cellulosa [l/kgts] Stärkelse [l/kgts] SSF [l/kgts] SHF/SSF [l/kgts] Utbyte (l/kgts) Uppskalning Uppskalning för att tillverka årston etanol. Anläggningen antas vara i drift tiar per år ton/år h/år kg/h exepel; ren cellulosa C2H5OH 240.2kg/h Uppskalningsfaktor ( 17) 6250 C2H5OH 26.02ggr ( 79) Uppskalningsfaktorerna för de olika processerna saanställs i tabell 2 Tabell 20. Uppskalningsfaktorer Ren Integrerad Integrerad cellulosa Ren stärkelse SSF SHF/SSF Uppskalningsfaktor

73 Bilaga 3 - Upparbetning Upparbetningen av dranken går till på olika sätt beroende på vad den innehåller. Nedan följer beräkningar och beskrivningar av vad so händer ed dranken i de olika processalternativen. Cellulosa I den rena cellulosaprocessen ska det produceras ligninbränsle av dranken. För att producera detta separeras löst TS och fast TS i en filterpress. Den lösta torrsubstansen indunstas och blandas därefter ed våtkakan från filterpressen varefter blandningen torkas till ligninbränsle. Från dranken koer: kg/h vatten tot TS skalfaktorn kg/h Totalt koer det tot kg/h Löst TS antas utgöra (2/5) av TS-flödet [60] 2 Löst TS tot TS kg/h 5 Fast TS är resterande del av TS-flödet: Fast TS tot TS Löst TS kg/h När den fasta torrsubstansen pressas i ligninpressen drar den ed sig vatten vilket edför att våtkakan får en torrhalt på 40 % Fast TS våtkaka kg/h 0.4 Våtkakans vatteninnehåll beräknas enligt: kg vatten/h vatten i våtkakan våtkaka Fast TS Löst torrsubstans går efter ligninpressen till indunstningen och tar då ed sig resterande vatten: kg vatten/h vatten till indunstning vatten vatten i våtkakan Totalt till indunstningen går: Till indunstning vatten till indunstning + Löst TS kg/h I indunstningen indunstas lösningen till en torrhalt på 50% totalflödet från indunstningen: Löst TS Från indunstnng kg/h 0.5 1

74 Totalflödet från indunstningen slås sedan saan ed våtkakan och torkas i en lufttork: kg/h Till torken Från indunstning Våtkaka Totalflödet från indunstningen slås sedan saan ed våtkakan och torkas i en ångtork: kg/h Torken ska torka bränslet till en torrhalt på 85 % vilket edför att: tot TS Tot efter torken kg/h 0.85 Vatten att torka bort: vatten att torka bort till torken tot efter torken kg vatten/h Stärkelse I den rena stärkelseprocessen ska det bara produceras djurfoder av dranken. För att producera detta centrifugeras dranken så att löst TS och fast TS separeras. Den lösta torrsubstansen indunstas och blandas därefter ed våtkakan från centrifugeringen varefter blandningen torkas till djurfoder. Från dranken koer: kg/h vatten tot TS skalfaktorn kg/h Totalt: tot kg/h Löst TS antas utgöra 5% av totalflödet [60]: kg/h Löst TS Fast TS är resterande del av tot vilket ger att: Fast TS kg/h När den fasta torrsubstansen centrifugeras drar den ed sig vatten vilket edför att våtkakan får en torrhalt på 30 % Fast TS våtkaka kg/h 0.3 Våtkakans vatteninnehåll beräknas enligt: kg vatten/h vatten i våtkakan våtkaka Fast TS Löst torrsubstans går efter centrifugeringen till indunstningen och tar då ed sig resterande vatten: kg vatten/h vatten till indunstning vatten vatten i våtkakan 2

75 Totalt till indunstningen går: Till indunstning vatten till indunstning + Löst TS kg/h I indunstningen indunstas lösningen till en torrhalt på 30 % totalflödet från indunstningen: Löst TS Från indunstnng kg/h 0.3 Totalflödet från indunstningen slås sedan saan ed våtkakan och torkas i en lufttork: kg/h Till torken Från indunstning Våtkaka Torken ska torka djurfodret till en torrhalt på 88 % vilket edför att: tot TS Tot efter torken kg/h 0.88 Vatten att torka bort: vatten att torka bort till torken tot efter torken kg vatten/h SSF I det processalternativ so körs so en SSF innehåller dranken fast och löst torrsubstans so koer både från stärkelsen och från cellulosan. Dranken pressas i en ligninfilterpress, indunstas och torkas och slutprodukten blir ett lignnbränsle ed proteinrester att bränna i en egen ångpanna Från dranken koer: kg vatten/h vatten tot tot stärkelse TS cellulosa TS skalfaktorn kg/h skalfaktorn kg/h Från den rena stärkelseprocessen fås att: Fast TS är 45 % av det totala stärkelse TS-flödet: kg/h Stärkelse fast TS tot stärkelse TS Löst TS är 55 % av det totala stärkelse TS-flödet: kg/h Stärkelse fast TS tot stärkelse TS Procentsatsen är fratagen ed hjälp av den rena stärkelseprocessen där det fasta utgör 45 % och det lösta utgör 55 %. För den TS so koer från cellulosan gäller saa so förut: Fast TS är 3/5 av TS-flödet: 3

76 3 cellulosa fast TS tot cellulosa kg/h 5 Löst TS är 2/5 av TS-flödet: 2 cellulosa löst TS tot cellulosa kg/h 5 TS-halterna från cellulosan och stärkelsen sueras: kg/h tot tot fast TS löst TS stärkelse stärkelse fast TS löst TS + cellulosa cellulosa fast TS löst TS kg/h När den fasta torrsubstansen pressas i ligninfilterpressen drar den ed sig vatten vilket edför att våtkakan får en torrhalt på 40 % Fast TS våtkaka kg/h 0.4 Våtkakans vatteninnehåll beräknas enligt: kg vatten/h vatten i våtkakan våtkaka Fast TS Löst torrsubstans går efter ligninfilterpressen till indunstningen och tar då ed sig resterande vatten: kg vatten/h vatten till indunstning vatten vatten i våtkakan Totalt till indunstningen går: + Till indunstning vatten till indunstning tot Löst TS kg/h I indunstningen indunstas lösningen till en torrhalt på 50% totalflödet från indunstningen: Löst TS Från indunstnng kg/h 0.5 Totalflödet från indunstningen slås sedan saan ed våtkakan och torkas i en ångtork: kg/h Till torken Från indunstning Våtkaka Torken ska torka bränslet till en torrhalt på 85 % vilket edför att: tot TS Tot efter torken kg/h 0.85 Vatten att torka bort: vatten att torka bort till torken tot efter torken kg vatten/h 4

77 SHF/SSF I detta processalternativ förhydrolyseras cellulosan för att sedan köras so en SSF tillsaans ed stärkelsen. I det här alternativet fås två biprodukter, djurfoder och ligninbränsle. Det so ska bli ligninbränsle pressas ut i en ligninfilterpress efter hydrolysen och torkas sedan i en ångtork. Biprodukten so ska bli djurfoder produceras på saa sätt so djurfodret i den rena stärkelseprocessen. Ligninbränslet: Ut ur filterpressen koer: skalfaktorn från pressen Detta har en torrhalt på 40 % kg TS/h TS vatten 0.6 från pressen från pressen kg/h kg vatten/h Bränslet ska torkas till 85 % torrhalt vilket edför att: TS Tot efter torken kg/h kg/h vatten efter torken tot efter torken TS Vatten att torka bort: vatten att torka bort vatten vatten efter torken kg vatten/h Djurfoder: Från dranken koer: vatten tot tot kg vatten/h stärkelse TS cellulosa TS skalfaktorn kg/h skalfaktorn kg/h Från den rena stärkelseprocessen fås att: Fast TS är 45 % av det totala stärkelse TS-flödet: kg/h Stärkelse fast TS tot stärkelse TS Löst TS är 55 % av det totala stärkelse TS-flödet: kg/h Stärkelse fast TS tot stärkelse TS Procentsatsen är fratagen ed hjälp av den rena stärkelseprocessen där det fasta utgör 45 % och det lösta utgör 55 %. 5

78 För den TS so koer från cellulosan gäller saa so förut: Fast TS är 3/5 av TS-flödet: 3 cellulosa fast TS tot cellulosa kg/h 5 Löst TS är 2/5 av TS-flödet: 2 cellulosa löst TS tot cellulosa kg/h 5 TS-halterna från cellulosan och stärkelsen sueras: kg/h tot tot fast TS löst TS stärkelse stärkelse fast TS löst TS + cellulosa cellulosa fast TS löst TS kg/h När den fasta torrsubstansen centrifugeras drar den ed sig vatten vilket edför att våtkakan får en torrhalt på 30 % Fast TS våtkaka kg/h 0.3 Våtkakans vatteninnehåll beräknas enligt: kg vatten/h vatten i våtkakan våtkaka Fast TS Löst torrsubstans går efter centrifugeringen till indunstningen och tar då ed sig resterande vatten: kg vatten/h vatten till indunstning vatten vatten i våtkakan Totalt till indunstningen går: + Till indunstning vatten till indunstning Löst TS kg/h I indunstningen indunstas lösningen till en torrhalt på 30 % totalflödet från indunstningen: Löst TS Från indunstnng kg/h 0.3 Totalflödet från indunstningen slås sedan saan ed våtkakan och torkas i en ångtork: kg/h Till torken Från indunstning Våtkaka Torken ska torka bränslet till en torrhalt på 88 % vilket edför att: tot TS Tot efter torken kg/h 0.88 Vatten att torka bort: vatten att torka bort till torken tot efter torken kg vatten/h 6

79 Ångtork För att torka bort den ängd vatten so beräknas fra under föregående rubrik behövs en tork. För att torka bränsle används en ångtork so fungerar enligt figur 1. Torkgods Förvärare Tork Torkgods (torrt) Ånga S (överhettad) Ånga (nästan ättad) S+ S Figur 5. Scheatisk bild över ångtorken. Ångbehovet i förvärare beräknas ed hjälp av ekvation 1, fysikaliska data återfinns i tabell 2. & H & C T (1) ånga vap Cp 4.21 kj/kg o C [56] H vap 2134 kj/kg [56] F p Tabell 21. Fysikaliska data för förväraren. Data Cellulosa SSF SHF/SSF Enheter F kg/h T Fin o C T Fut o C Ångbehovet behövs i torken beräknas ed hjälp av ekvation 2, 3 och 4, so kobineras till ekvation 5. E S T Cp S (2) ånga H ång T T överhettad T ättad (3) Cp ånga h T överhettad ättad (4) överhettad h T ättad S H ång S (5) T Cp ång 7

80 Torkgodset förvärs till 140 o C i förväraren vilket ger att trycket i torken är 4 bar. Ångan so används är därför 4 bars ånga so överhettas till teperaturen 170 o C. T T Överhettad Mättad o 170 C [ 56] h Överhettad kj/kg [ 56] o C [ 56] h Mättad kj/kg [ 56] 145 H ång kj/kg [ 56] Resultatet av beräkningarna visas i tabell 3. Tabell 22. Ångbehov för de olika processalternativen. Process S [kg/h] Ånga [kg/h] S Tork [kg/h] Cellulosa SSF SHF/SSF Recirkulering av ånga Ut ur ångtorkarna koer det vatten so torkats bort tillsaans ed den ånga so använts ut so ättad ånga vid 4 bar. Den ånga so koer från aterialet kondenseras ut och resterande ånga recirkuleras och överhettas ed kondenserande 20 bars ånga till 170 o C i en otstösväreväxlare. Effekten so fås ut i väreväxlaren fås från foreln: Q S CP T KW då: överhettad S kg/h C P T KJ/(kg o ( ) 25 C o C) [ 56] Ångbehovet i recirkulationen bestäs ed effekten från väreväxlaren Q 20bar Där H vap,20bar kj/kg [56] H vap,20bar 8

81 Ångbehovet för de olika processalternativen åskådliggörs i tabell 4 där S tork är ängden 4 bars ånga so behövs och S Färsk är ängden 20 bars ånga so behövs. Tabell 23. Ångbehov för de olika processalternativen. Process S Tork [kg/h] S Färsk [kg/h] Cellulosa SSF SHF/SSF Lufttork För att torka djurfodret används en lufttork. Luften so tas in i torken förvärs i en väreväxlare ed 4 bars ånga och ångbehovet so krävs för att vära luften beräknas ed ekvation 6. Fysikaliska data återfinns i tabell 5. & H & C T (6) ånga vap Luft Fysikaliska data anges nedan [56]. Cp 1.01 kj/kg o C H vap kj/kg p Tabell 24. Fysikaliska data för väreväxlarna. Data Stärkelse SHF/SSF enheter Luft Kg/h T Luft,in o C T Luft,ut o C Ångbehovet i väreväxlarna redovisas i tabell 6. Tabell 25. Ångbehov i väreväxlarna. Process Ångbehov [kg/h] Stärkelse SHF/SSF Beräkning av bränslets värevärde Bränslet so produceras i de olika processerna har olika värevärde beroende på i vilken process de har producerats. Att ta reda på värevärdet är viktigt då det bestäer hur ycket ånga bränslet kan producera vid förbränning i en ångpanna. Fast bränsle antas ha värevärdet H 20 MJ/kg TS och löst bränsle antas värevärdet H 16 MJ/kg TS [60] 9

82 För att beräkna värevärdet används ekvation 7. ( + ) H + ( + ) Fast TS cellulosa Fast TS stärkelse Fast TS Löst TS cellulosa Löst TS stärkelse H Löst TS H (7) Löst TS cellulosa Löst TS stärkelse Fast TS cellulosa Fast TS stärkelse Cellulosa Fast TS Löst TS kgts/h kgts/h Med hjälp av ekvation 7 blir H Cellulosa 18.4 MJ/kg TS Detta beräknas sedan o till MWh ed hjälp av ekvation 8. H Löst + TS Fast TS (8) Detta ger att bränslet so fås ed den rena cellulosaprocessen ger GWh. SSF Fast TS cellulosa Löst TS celulosa Fast TS stärklese Löst TS stärkelse kgts/h kgts/h kgts/h kgts/h Med hjälp av ekvation 7 blir H SSF 17.6 MJ/kg TS Detta ger att bränslet so fås ed den rena cellulosaprocessen ger 192 GWh. SHF/SSF I den här processen koer bränslet endast från det so separerats ut i ligninpressen. Enligt ovan består då (3/5) av totalflödet av fast bränsle och resterande (2/5) av löst bränsle. totalt kgts/h 10

83 3 Fast TS kgts/h 5 2 Löst TS kgts/h 5 Med hjälp av ekvation 7 blir H SSF 18.4 MJ/kg TS Detta ger att bränslet so fås ed den rena cellulosaprocessen ger GWh. 11

84 Bilaga 4 Destillation i Aspen Plus Beräkningar på destillationsanläggningen utfördes i Aspen Plus. Målet ed beräkningarna var att ta fra energibehovet sat att ta fra kolonnernas diaetrar för att kunna göra en kostnadsuppskattning för destillationsanläggningen. Destillationen innehåller två stripperkolonner ed 25 bottnar vardera och en rektifikationskolonn ed 35 bottnar. Bottnarna är utforade på olika sätt beroende på o det finns lignin bland torrsubstansen eller inte. Utan lignin kan ventilbottnar användas en ed lignin åste er öppna bottnar användas, så kallade Donut trays. I beräkningarna har saa bottnar använts en för att ta hänsyn till att det finns lignin i en del av torrsubstansen (vid SSF och ren cellulosa) har bottnarna belagts ed Murphreeverkningsgrader på 50 % i stripperkolonnerna och 75 % i rektifikationskolonnen efterso det inte finns någon torrsubstans där. I processerna där torrsubstansen inte innehåller något lignin (SSF/SHF och ren stärkelse) har Murphree-verkningsgraden satts till 60 % för stripperkolonnerna och 75 % i rektifikationskolonnen. Destillationen har designats för systeet etanol och vatten. De övriga biprodukterna från ferenteringen har inte beaktats efterso de varken påverkar energibehovet eller kolonndiaetern ärkbart. Destillationens uppgift är att ur rektifikationskolonnen få ett kondensat innehållande 94 % etanol, vilket ligger strax under den azeotropiska punkten. För att uppnå detta villkor sattes en designspecifikation upp i Aspen Plus. Specifikationen var att kondensatströen skulle uppnå 94 % etanolhalt och för att nå villkoret varierades återflödesförhållandet i rektifikationskolonnen ellan 1 och 3. En annan designspecifikation so sattes upp för de tre kolonnerna var att etanolhalten i bottenuttaget axialt fick vara 0.5 % av ängden etanol so togs in i varje kolonn. För att uppnå denna specifikation varierades återkokareffekterna för kolonnerna. Det ingående flödet till destillationen delas i en split, se bilaga 1 - Processchea, och värs sedan av två väreväxlare till 10 o C under stripperkolonnernas kokpunkter. Stripper S1 arbetar vid trycket 3 bar, stripper S2 arbetar vid 1.25 bar och rektifikationskolonnen vid 0.35 bar. Den första stripperkolonnens destillat väreväxlar den andra stripperkolonnens återkokare. På saa sätt väreväxlar den andra stripperkolonnens destillat rektifikationskolonnens återkokare. Därefter ixas flödena och leds in i rektifikationskolonnen. Bottenuttagen från stripperkolonnerna ixas även de och leds därefter vidare för upparbetning. För att kontrollera att flödet från stripperkolonnerna tas in på optial botten i rektifikationskolonnen gjordes en plot över asshalten etanol ot antalet bottnar. Då flödet tas in på botten nuer 30 i rektifikationskolonnen blir kurvan jän, se figur1, nuer 30 är därför den optiala feed bottnen. 1

85 0,2 0,4 0,6 0,8 1 Block R (RadFrac) Profiles Copositions X (ass frac) ETHANOL Stage Figur 6. Masshalten etanol på de olika bottnarna i rektifikationskolonnen. Feeden tas in på botten nuer 30 och asshaleten ut ur kolonnen är 94 %. De fraräknade flödena från stripperkolonnernas bottenuttag redovisas i tabell 1. Dessa flöden innehåller biprodukten och går vidare till fortsatt upparbetning. Tabell 26. Det totala vatten och etanolflödet från stripperkolonnernas bottenuttag. Process H2O [kg/h] Etanol [kg/h] Cellulosa Stärkelse SSF SSF/SHF Ångbehovet i destillationsanläggningen åskådliggörs i tabell 2. För att i Aspen Plus kunna räkna ed att det vara kondensatet från stripperkolonn S1 väreväxlas i återkokaren på stripperkolonn S2 beräknas det via en extra väreväxlare VVXD1. Inflödet till destillationen fördelas i spliten så att kondensatet so kondenserar i VVXD1 otsvarar den effekt so krävs i stripperkolonn S2:s återkokare. VVXD1 redovisas därför so ett negativt ångbehov, det är energin so fås från det kondenserade kondensatet. På saa sätt redovisas ed hjälp av VVXD2 att kondensatet från stripperkolonn S2 väreväxlas ed rektifikationskolonnens återkokare, se Bilaga 1 Processchea. 2

86 Tabell 27. Ångbehovet i destillationen för de olika processerna. Cellulosa Stärkelse SSF SSF/SHF enhet Effektbehov [kw] För att göra kostnadsberäkningar i Ulrich behövdes diaetern och höjden på kolonnerna. De specialdesignade bottnar so krävdes då lignin finns i kolonnerna fanns dock inte i Aspen Plus. Alla kolonndiaetrar är därför baserade på ventilbottnar ed enkelt genoflöde. Varje botten har höjden 0.61 eter, vilket ger stripperkolonnerna en höjd på 14.6 och rektifikationskolonnen Kolonnernas diaetrar redovisas i tabell 3. Tabell 28. Kolonnernas diaetrar. Process S1 [] S2 [] R [] Cellulosa Stärkelse SSF SSF/SHF

87 Bilaga 5 - Indunstning i Aspen Plus Beräkningarna på indunstningsanläggningen utfördes i Aspen Plus. För att hålla en rilig ofattning på beräkningarna har endast fyra koponenter beaktats etanol, vatten, sukros och ättiksyra. Sukrosen representerar löst TS och ättiksyran en flyktig koponent. Inflöden av vatten och sukros är tagna från utflödet från centrifugen för processalternativen Stärkelse och SHF/SSF respektive filterpressen för Cellulosa och SSF. Etanolhalten är tagen från destillatet ur stripperkolonnerna i destillationen beräknade ed hjälp av Aspen Plus, se bilaga 4 Destillation i Aspen Plus. Efterso etanolen försuades i beräkningarna på centrifugen antogs att etanolhalten inte påverkar storleken på andelen TS, vilket anses riligt efterso ängden etanol är så liten jäfört ed totalflödet. Efterso ättiksyran inte tagits hänsyn till tidigare i processen beräknades ängden ättiksyra från ängden TS i halinflödet och acetylhalten, [61], ed följande ekvation: Mängd ättiksyra TS in Mängd halin halt Mängden flyktiga koponenter från stärkelseråvaran antas vara försubara i förhållande till cellulosaråvaran och sätts därför till noll. Indunstningsanläggningen består av fe stycken indunstare i alla fyra processalternativen. So värande ediu i första effekten används 4 bars färskånga och de följande effekterna drivs av sekundärångan från föregående effekt. I Aspen Plus beskrivs varje effekt so en väreväxlare ed en tillhörande flash. Indata till Aspen Plus redovisas i tabell 1. Tabell 29. Indata till indunstningsberäkningarna i Aspen Plus. Process Inflöde etanol [kg/h] Inflöde vatten [kg/h] Inflöde sukros [kg/h] Inflöde ättiksyra [kg/h] Sukros i sirap ut [%] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Teperaturen och trycket i första effekten är i alla fyra processalternativen 99.6 o C respektive 3 bar. Teperaturen är tagen från destillatet ur stripperkolonnerna i destillationen. Trycket ut ur sista effekten är 0.2 bar. [12] För att bestäa trycket i de övriga tre effekterna antogs att saa drivande kraft, det vill säga teperaturdifferens, i alla effekterna skall uppnås. Detta gäller dock inte första effekten efterso teperaturdifferensen där redan är satt av inflödet, saa so i första effekten, och färskångan. Satliga kokpunktsförhöjningar har försuats då de inte antas påverka 1

88 effektbehovet nänvärt utan bara påverkar areorna på indunstarna, vilket tas hänsyn till i apparatkostnaderna, se bilaga 6 apparakostnad. Följande data togs fra [56]: Ånga 0.2 bar 60.1ºC Ånga 3 bar 133.5ºC Ånga 4 bar 143.6ºC Den totala teperaturdifferensen ellan ångan ut ur första och sista effekten beräknas till: 133.5ºC ºC 73.4ºC 73.4 Detta ger en teperaturdifferens i varje effekt på: 18.4ºC 4 Följande teperaturer och tillhörande tryck fås då för effekt 2, 3 och 4 [56]: Effekt 2: 115.2ºC 1.7 bar Effekt 3: 96.8ºC 0.9 bar Effekt 4: 78.5ºC 0.45 bar I flashen antas att ingen vätska rycks ed i ångströen. Väreöverföringstalet, k, uppskattas ed följande ekvation: Tedel k [1] löst TS Vid låg halt löst TS överskattar ekvationen väreöverföringstalet så för att undvika det ansätts att k ax får vara 2 kw/ 2o C enligt [1]. Detta innebär att väreöverföringstalet räknas ut ed ekvationen ovan för effekt 5 och sätts till 2 kw/ 2o C i de resterande effekterna. I tabell 2 redovisas väreöverföringstal för effekt 5 sat de teperaturer från Aspen Plus so använts för att beräkna det. Andel löst TS so också behövs för beräkningen redovisades i tabell 1 so procent sukros i sirap ut. Tabell 30. Väreöverföringstal för effekt 5 sat de teperaturer so behövdes för att beräkna det. Process T ut sirap effekt 5 [ºC] T in effekt 5 [ºC] T edel effekt 5 [ºC] k i effekt 5 [kw/ 2o C] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF

89 De väreväxlarytor so behövs i de olika effekterna för varje processalternativ redovisas i tabell 3. Tabell 31. Väreväxlarareorna för de fe effekterna för respektive processalternativ. Process Area effekt 1 [ 2 ] Area effekt 2 [ 2 ] Area effekt 3 [ 2 ] Area effekt 4 [ 2 ] Area effekt 5 [ 2 ] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Färskångsbehovet so krävs för att uppnå uppsatt indunstningsgrad redovisas i tabell 4. Tabell 32. Färskångsbehovet för de olika processalternativen. Process Färskånga [kg/h] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Kondensatflödena och dess teperaturer ut från indunstarna, so används till förvärning av flödena in till destillationen, redovisas i tabell 5. Tabell 33. Kondensatflödena och dess teperatur för de olika processalternativen. Process Kondensatflöde 2 [kg/h], 133.4ºC Kondensatflöde 3 [kg/h], 15.2ºC Kondensatflöde 4 [kg/h], 96.7ºC Kondensatflöde 5 [kg/h], 78.7ºC Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF

90 Bilaga 6 Apparatkostnader De totala apparatkostnaderna för varje process har beräknats och saanställs i tabell 1. Beräkningsgången följer efter tabellen. Tabell 34. Saanställning av de totala apparatkostnaderna för varje process. Processteg Förbehandling (Stärkelse) Förbehandling (Cellulosa) Apparat Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF [MSEK] [MSEK] [MSEK] [MSEK] Haarkvarn Slurrytank Jetkokare Steriliseringstank Flashkaare VVX Pup Pup Vakuuejektor Haarkvarn Reaktor Spädningstank Flashkaare Ferentation Ferentortankar Destillation Förvärning ed kondensat (VVX 1-4) Förvärning ed färskånga (VVX 5-6) Torn, bottnar Indunstning Pup Effekt Filterpress Filterpress Centrifug Centrifug Blandskruv Förvärning av Ångtorkning (Bränsle) Lufttorkning (Djurfoder) aterial Överhettning av ångan Torkarna Blandskruv Förvärning av luft Torkarna Pelletsbränning Sua

91 Räknebasen valdes till ett ton vetekärnor respektive 1.3 ton hal in i processen per tie. Skalningsfaktorerna för de olika integreringsalternativen sat för den rena stärkelserespektive cellulosaprocessen åskådliggörs i tabell 2. Tabell 35. Uppskalningsfaktorer för de olika processalternativen. Process Uppskalningsfaktor Cellulosa Stärkelse SSF (alternativ 3b) SHF/SSF (alternativ 4b) Kostnadsuppskattningarna har gjorts ed Ulrichs etod (1984), so tar hänsyn till både installationskostnad, kringutrustning och ingenjörsarbete, o inget annat anges [67]. Alla priser beskrivs i $ enligt 1984 års växlingskurs har senare ovandlats till svenska kronor (SEK) och uppdaterats till 2006-års nettoprisindex, se tabell 1. För Ulrich görs det ed följande ekvation och värden. pris I I V NP1984 NP 2006 k1984 C BM I I 6.0sek NP 2006 NP1984 V k1984 Förbehandling av stärkelsen Apparatkostnaderna för förbehandling av stärkelsen är beräknade ed hjälp av Ulrich faktorer. Kostnaderna är beräknade i tur och ordning enligt processcheat för stärkelse, se bilaga 1 - Processchea. Haarkvarn Kvarnen antas vara en High speed haerill, vilket ger att Ulrich s faktor F BM 2.8 räknebas uppskalningsfaktor Flöde: 3600s/h 5 Storleksreduktionsförhållande: R Elkonsution: P 40 ln( R) Haarkvarnens elkonsution, P, då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och storleksreduktionsförhållandet, aterialet so valts för haarkvarnen, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för haarkvarnen, C BM redovisas i tabell 3. 5

92 Tabell 36. Flöde, P, faktorer från Ulrich sat kostnad för haarkvarnen. Process [kg/s] P [kw] Cp [$] C BM (F BM Cp) [$] Stärkelse SSF SHF/SSF Slurrytank Lagringstank ed orörare och atosfärstryck Uppehållstiden antas vara θ 5 in Densitet antas vara so för vatten ρ 1000 kg/ 3 Fyllnadsgrad antas vara 75 % Elförbrukningen antas vara 1.5 kw per tie för oröraren & in & Färskvatten + & återflöde + & ånga,1 + & kg/h kg / in Tankens voly: in V tank & θ 0.20 ρ 3 Tankens voly då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och fyllnadsgraden redovisas i tabell 4 tillsaans ed aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM. Tabell 37. Tankvoly, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för tanken. Process Voly [ 3 ] Cp [$] Material F BM C BM (F BM Cp) [$] Stärkelse Kolstål SSF Kolstål SHF/SSF Kolstål Kostnad och faktorer för oröraren inuti tanken redovisas i tabell 5. Tabell 38. Elförbrukning, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för oröraren. Process Elförbrukning Material F BM Cp C BM (F BM Cp) [kw] [$] [$] Satliga 1.5 Kolstål Jetkokaren & H Antas vara en tubväreväxlare Uppehållstiden antas vara θ 30 s Väregenogångstalet antas vara k 2 kw/( 2 C) Trycket är 2 bar ånga2 2bar kg/h kg/s 2706 kj/kg T o C [56] 6

93 Väreväxlarens area: ånga2 H 2bar A vvx & θ 33.6 k T 2 Väreväxlarens area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer redovisas i tabell 6 tillsaans ed aterialet so valts för väreväxlaren, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för väreväxlaren, C BM. Tabell 39. Area, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlaren. Process Area [ 2 ] Cp [$] Material F M F P F a BM C BM (F a BM Cp) [$] Stärkelse Kolstål SSF Kolstål SHF/SSF Kolstål Steriliseringstank Beskrivs so en vertical vessel ed orörare Trycket är 2 bar Uppehållstiden antas vara θ 20 inuter Densitet antas vara so för vatten ρ 1000 kg/ 3 Fyllnadsgraden antas vara 75 % Radien antas vara r 0.75 & kg/h 42.8 kg/in Tankens voly: Tankens längd: 3 V tank & θ 1.14 ρ 0.75 Vtank tank r π L 2 3 Tankens voly och längd då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och fyllnadsgraden redovisas i tabell 7 tillsaans ed aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM. Tabell 40. Tankvoly, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för tanken. Process Voly [ 3 ] L [] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Stärkelse Kolstål SSF Kolstål SHF/SSF Kolstål Kostnad och faktorer för oröraren inuti tanken redovisas i tabell 8. Tabell 41. Elförbrukning, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för oröraren. Process Elförbrukning Material F BM Cp [$] C BM (F BM Cp) [kw] [$] Satliga 1.5 Kolstål

94 Flashkaare & & ρ ρ l g 4 Beskrivs so en vertical vessel Uppehållstiden (θ) är 60 inuter kg/h flash 1000 kg/ 0.42 kg/ θ 60 in kg/h 3 3 ( vätskansdensitet ) [ 56] ( gasensdensitet) [ 56] 3600 sekunder 3 V L flash Flash Q V L L ρ vatten L & ( ) 3 ( /s) Vätskeflödet Q θ Vätskans voly Q A u g g ( ) 4 u Q g g ρ l ( /s) Gashastigheten ρ & flash ρ 3600 g g 3 ( /s) Gasflödet h L VL A ( ) h tot h L + h g ( ) För att få riliga diensioner på flashkaaren korrigeras gashastigheten, u g. Kostnaden beräknas utifrån flashkaarens totala höjd so beräknas ed hjälp av forlerna ovan. Den totala höjden då hänsyn tagits till skalfaktorer och uppehållstid visas i tabell 9. Materialet so valts för tanken och dess faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM visas i tabell 10. Tabell 42. Gashastighet, gasflöde, vätskeflöde ed era för flashkaaren. Process Q L [ 3 /s] V L [ 3 ] u g [/s] Q g [ 3 /s] A [] h g [] h L [] h tot [] Stärkelse SSF SHF/SSF Tabell 43. Totalhöjd, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för flashen. Process h tot [] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Stärkelse Kolstål SSF Kolstål SHF/SSF Kolstål

95 Väreväxlare Atosfärstryck Ströen ska kylas från o C Kylvattnets utteperatur antas vara 40 o C Vattenflödet antas vara så stort att det kan uppfylla utteperaturen Antas vara en otströsväreväxlare Effekten so fås ut i väreväxlaren fås från foreln: Q & C T KW då: 4 P & C 4 P T kg/h KJ/(kg o ( 85-30) 55 C o C) [56] 85 o C 40 o C 30 o C 20 o C För att beräkna kostnaden behövs arean tas fra, vilket görs ed följande ekvation: A Q k T L Där k 2 KW/ ( 2 o C) och T ( 85 40) ( 30 20) L ln o C Väreväxlarens area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer, aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM, redovisas i tabell 11. Tabell 44. Area, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlaren. Process A [ 2 ] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Stärkelse Kolstål SSF Kolstål SHF/SSF Kolstål Pup 1 Antas vara en centrifugalpup Den ekanisk-elektriska verkningsgraden antas vara ( η el + ek ) är 0.8 Ändrar trycket från 1 bar till 2 bar ( P 1) För att ta fra kostnaden behövs följande ekvation: & ρ 1000 kg/ P 1 η kg/h el+ ek [ 56] W& & 2 P 10 ρ 3600 η 5 S el+ ek 83 W W& S KW C P

96 P 1 F P 1.0 Stålbeklätt F M 1.4 F. P F M 1.4 F a BM 3.3 C BM C P. F a BM $ Pup 2 Antas vara en centrifugalpup Den ekanisk-elektriska verkningsgraden antas vara( η el + ek ) är 0.8 Ändrar trycket från 0.6 bar till 1 bar (0.4bar) För att ta fra kostnaden behövs följande ekvation: & ρ 1000 kg/ P 0.4 η kg/h el+ ek [56] W& & 4 P 10 ρ 3600 η 5 S el+ ek 34 W W& S KW C P P 0.4 F P 1.0 Stålbeklätt F M 1.4 F. P F M 1.4 F a BM 3.3 C BM C P. F a BM $ Vakuuejektor W & M P & R T P P ln P flash 2 2 frp P 1 1 flash vatten T 85 P 1 bar kg/h 1 bar g/ol R J/ 1 2 o ( ol K) [ 62] C K W& Kolstål F BM KW & flash 1.73 ol/s 3 S 4.4 KW C P C BM C P. F BM $ 10

97 Förbehandling av cellulosan Haarkvarn Antas vara en High speed haerill, vilket ger att Ulrich s faktor F BM 2.8 Storleksreduktionsförhållandet R 4 (inskning av stråstorlek) Flöde: räknebas uppskalningsfaktor 3600s/h Elkonsution: P 40 ln( R) Haarkvarnens elkonsution, P, då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och storleksreduktionsförhållandet redovisas i tabell 12 tillsaans ed aterialet so valts för haarkvarnen, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för haarkvarnen, C BM. Tabell 45. Flöde, P, faktorer från Ulrich sat kostnad för haarkvarnen. Process M [kg/s] P [kw] Cp [$] C BM (F BM Cp) [$] Cellulosa SSF SHF/SSF Reaktor Priset för reaktorn bestädes från en offert från Stake Technology från 2001 [63]. Offerten behandlade pris för reaktor, atare och installation för en reaktor ed kapacitet på 15 ton TS/h. Reaktorn i offerten var inte avsedd att tåla svavelsyra. För att kopensera för detta antogs en prisökning på 50 % för beklädning. Offertpris $ Prisuppskalning 1.5 Reaktorpris Offertpris 0.6 prisuppskalning $ Matarpris Offertpris $ Referensprisreaktor Reaktorpris + Matarpris $ Priset för reaktor och installation skalades o till svenska kronor ed hjälp av nettoprisindex för I I V NP2001 NP2006 k Referenspris reaktor ($) $ Installationspris($) $ 11

98 Referenspris reaktor Referenspris reaktor I ($) I NP2006 NP2001 V I Installationskostnad/st Installationskostnad($) I k 2001 NP 2006 NP ksek V k ksek Priset för reaktorn skalas sedan o för att passa de olika processerna, är TS-flödet större än 15 ton/h antas två reaktorer behövas. So uppskalningsfaktor väljs 0.6. Exepel cellulosa: räknebas 1066kg/h uppskalningsfaktor TS räknebas uppskalningsfaktor 27.7ton/h Två reaktorer ed en kapacitet på 14 ton behövs. Referenspris Installationskostnad/st ksek kapacitet 14ton/h kapacitet ref antal 2 st reaktor 15ton/h ksek kapacitet Reaktorpris antal Referenspris reaktor ksek kapacitet ref Installationskostnad antal Installationskostnad/st ksek Totalpris Reaktorpris + Installationskostnad ksek Kapacitet, reaktorpris och installationskostand redovisas i tabell 13. Tabell 46. Kapacitet, reaktorpris, installationskostnad sat totalpris för reaktorn. Process Kapacitet [ton TS/h] Antal Reaktorpris [ksek] Installationskostnad [ksek] Totalpris [ksek] Cellulosa SSF SHF/SSF

99 Flashkaare Beskrivs so en vertical vessel Uppehållstiden (θ) är 60 inuter För att klara svavelsyra används nickelklätt aterial Exepel cellulosa: & & ρ ρ l g kg/h flash 1000 kg/ 0.60kg/ θ 60 in kg/h 3 3 ( vätskansdensitet ) [ 56] ( gasensdensitet) [ 56] 3600 sekunder Q V u Q L L g g ρ Q vatten L & θ ( ) ρ ρ & flash ρ 3600 g l g 3 ( /s) 1 3 ( /s) Vätskeflödet Vätskans voly ( /s) Gashastigheten Gasflödet Q A u h L g g VL A ( ) ( ) h tot h L + h g ( ) För att få riliga diensioner på flashkaaren korrigeras gashastigheten, u g. Kostnaden beräknas utifrån flashkaarens totala höjd so beräknas ed hjälp av forlerna ovan. Den totala höjden då hänsyn tagits till skalfaktorer och uppehållstid visas i tabell 14. Materialet so valts för tanken och dess faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM visas i tabell 15. Tabell 47. Gashastighet, gasflöde, vätskeflöde ed era för flashkaaren. Process Q L [ 3 /s] V L [ 3 ] u g [/s] Q g [ 3 /s] A [] h g [] h L [] h tot [] Cellulosa , SSF SHF/SSF Tabell 48. Totalhöjd, aterialval, faktorer från Ulrich sat kostnad för flashen. Process h tot [] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Nickelklätt SSF Nickelklätt SHF/SSF Nickelklätt

100 Hydrolys- och ferentortankar Antas vara en lagringstank på ed konforat tak, vilket ger en arbetsvoly på Orörare ed en effekt på 20 W/ 3, vilket ger en effekt på 20 kw per orörare och tank. Tanken består av rostfritt stål, vilket ger en aterialfaktor, F BM, på 4.5 och CP avlästes i Ulrich till $. Kostnaden för en ferentortank, exklusive orörare, beräknas enligt ekvation: C BM C P. F BM $ Kostnaden för en orörare beräknas enligt ekvation: C BM C P. F BM $ Den totala kostnaden för en ferentortank blir då $. Med kostnadsuppdatering blir kostnaden ksek/ferentortank. Antalet ferentortankar i respektive process beräknades enligt ekvation: UF θtotal Antal tankar ρ 800 : totala flödet in till ferentortankarna respektive hydrolystankarna UF: uppskalningsfaktor θ : uppehållstiden inklusive 12 h för tvätt och dylikt TOTAL 3 ρ 1000 kg/ Flöden uppehållstid och totalkostnad visas i tabell 16. Tabell 49. Variabler för beräkning av ferentortankar och hydrolystankar sat den totala tankkostnaden för respektive process. Process [kg/h] UF θ TOTAL [h] Antal tankar Pris [ksek] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF, hydrolys SHF/SSF, ferentering

101 Förvärning av flödet till destillationen Flödet från ferentortankarna förvärs till tio grader under kokpunkten innan de går in i stripperkolonnerna i destillationen. De värs först i fyra väreväxlare ed hjälp av vara kondensatströar från indunstningen och sedan i två väreväxlare till so drivs av färskånga. Väreväxlare - indunstningskondensat Atosfärstryck Antas vara en otströs väreväxlare Kondensatets teperatur ut ur väreväxlaren antas vara 10 o C över det inkoande flödets teperatur (se figur) k-värde antas vara 2 kw/kg o C Väreväxlarna beskrivs av forlerna nedan: & & K K T L C C PK PK T T K K & F C P k A T T ( T T ) ( T T ) Kin Fut T ln T Kin Kut T T Kut Fut Fin L F Fin (1) (2) (3) T Kin o C T Fut o C T Kut o C T Fin o C Ekvation 1 användes för att få fra teperaturen på flödet ut ur väreväxlaren och ekvation 2,3 för att få fra väreväxlarnas areor. Fysikaliska data för väreväxlarna är givna i tabell 17. Tabell 50. Fysikaliska data för de fyra väreväxlarna. [56] För alla VVX Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF enheter F kg/h Cp kj/kg o C k kw/kg o C Cp K (<100 o C) kj/kg o C Cp K (>100 o C) kj/kg o C VVX 1 K kg/h T Fin o C T Kin o C T Kut o C VVX 2 K kg/h T Fin o C T Kin o C T Kut o C 15

102 VVX 3 K kg/h T Fin o C T Kin o C T Kut o C VVX 4 K kg/h T Fin o C T Kin o C T Kut o C Väreväxlarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och teperaturerna på flödet ut ur väreväxlarna redovisas i tabell 18 tillsaans ed aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM. Faktorer från Ulrich: P 1bar F P 1.0 Rostfritt F M 3.0 F. P F M 3.0 F a BM 6.0 Tabell 51. Area, teperatur på utgående strö, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlarna. A [ 2 ] T Fut [ C] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] VVX 1 Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF VVX 2 Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF VVX 3 Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF VVX 4 Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF

103 Väreväxlare färskånga k-värdet antas vara på 2 kw/kg o C Väreväxlar ed 4 bars ånga Motströs väreväxling antas Väreväxlarna beskrivs av ekvationerna nedan: Q & H (1) Q k A T T L ( T T ) ( T T ) Kin vap L Fut T ln T (2) Kin Kut T T Kut Fut Fin Fin (3) T K o C T Fut o C T K o C T Fin o C I tabell 19 åskådliggörs fysikaliska data so använts vid beräkningarna av ångbehov och arean i väreväxlarna. Effekten, Q, sat utgående teperaturer på flödet har beräknats i Aspen Plus. Tabell 52. Fysikaliska data till de två väreväxlarna. [56] För alla VVX Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF enheter F kg/h k kw/kg o C T K o C H vap kj/kg VVX 1 Q kw T Fin o C T Fut o C VVX 2 Q kw T Fin o C T Fut o C Väreväxlare S1 har trycket 3 bar [12] Väreväxlare S2 har trycket 1.25 bar [12] Väreväxlarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och teperaturerna på flödet ut ur väreväxlarna redovisas i tabell 20 tillsaans ed aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM. Faktorer från Ulrich: P 1bar F P 1.0 Rostfritt F M 3.0 F. P F M 3.0 F a BM

104 Tabell 53. Area, teperatur på utgående strö, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlarna. VVX 1 A [ 2 ] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF VVX 2 A [ 2 ] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Destillation Destillationen består av två stripperkolonner och en rektifikationskolonn. Kostnaden för dessa har beräknats ed Ulrich-etod. Stripprarna består av: Torn so beskrivs so en vertical vessle Bottnar Återkokare Rektifikationskolonnen består dessuto av: Torn Bottnar Återkokare Kondensor De två stripperkolonnerna har saa höjd, 14.6, edan rektifikationskolonnen är 20.2 hög, se bilaga 4 Destillation i Aspen Plus. 18

105 Torn Tornens diaeter, se bilaga 4 Destillation i Aspen Plus, och vad det ger för apparatkostnad, C BM, ed faktorer avlästa i Ulrich visas i tabell 21. Tabell 54. Diaeter och pris för tornen. d [] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt Stärkelse Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt SSF Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Retrifikation Rostfritt SHF/SSF Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Retrifikation Rostfritt Bottnar Bottnarna antas kosta lika ycket so tornen [64]. Resultatet av detta visas i tabell 22. Tabell 55. Kostnad för destillationsbottnarna i de olika tornen. Kostnad Cellulosa Stripper Stripper Rektifikationskolonn Stärkelse Stripper Stripper Rektifikationskolonn SSF Stripper Stripper Rektifikationskolonn SHF/SSF Stripper Stripper Rektifikationskolonn

106 Återkokare Återkokare beräknas so väreväxlare ed hjälp av följande ekvation: Q k A T L A Q K T L Där k 2 W/( o C 2 ) och den drivandekraften TL bestäs till 10 o C för att väreväxlarna. Q är hätat från bilaga 4 Destillation i Aspen Plus. Resultatet visas i tabell 23. Tabell 56. Ulrich-faktorer och kostnader för återkokarna. Q [KW] A [ 2 ] C P [$] Material F M F P F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt Stärkelse Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt SSF Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt SHF/SSF Stripper Rostfritt Stripper Rostfritt Rektifikation Rostfritt Kondensor Kondensor återfinns bara i rektifikationskolonnen och beräknas även den so en väreväxlare ed hjälp av saa ekvation so ovan. Även Q-värdet och k-värdet är detsaa so för återkokarna. Resultatet visas i tabell 24. Tabell 57. Ulrich-faktorer och kostnader för kondensorn. Q [KW] A [ 2 ] C P [$] Material F M F P F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Rektifikation Rostfritt Stärkelse Rektifikation Rostfritt SSF Rektifikation Rostfritt SHF/SSF Rektifikation Rostfritt

107 I tabell 25 återfinns en saanställning av totalkostnaderna för destillationen. Tabell 58. Saanställning av den totala destillationskostnaden. Process Destillationskostnad [MSEK] Cellulosa 49.3 Stärkelse 39.8 SSF 40.0 SHF/SSF 45.9 Filterpress Efter destillationen i processalternativen Cellulosa och SSF sitter en filterpress so separerar olöst TS från vätskan so skall indunstas. I processalternativet SHF/SSF sitter det en filterpress efter hydrolysen för separation av lignin. Då filtreringskurvor för dessa vätskor var svårt att få tag på har kostnaden för filterpressen istället tagits från ett exaensarbete från 1993 [65] och kostnadsuppräknat ed uppskalningsfaktorn 0.6 sat nettoprisindex. Referens priset K ref, ksek för TS ref ton/år. I I NP1993 NP 2006 Kostnad I I NP2006 NP1993 K ref TS TS ref uppska ln ingsfaktor I tabell 26 redovisas flödena i ton per år och den uträknade kostnaden för filterpressen i de olika processalternativen. Tabell 59. Flöden och kostnad för filterpressen i de olika processalternativen. Process TS [ton/år] Pris [ksek] Cellulosa SSF SHF/SSF Centrifug Efter destillationen i processalternativen Stärkelse och SHF/SSF sitter en centrifug so separerar olöst TS från vätskan so skall indunstas. Antas vara en Continuous conveyor centrifug Rostfritt stål antas, vilket ger att Ulrich s aterialfaktor F M 3.4 Flöde och kostnader för centrifugen åskådliggörs i tabell

108 Tabell 60. Flöde in till centrifugen sat faktorer och kostnad från Ulrich. Process Flöde in, & WIS [kg/h] C P [$] C BM C. P F BM [$] Stärkelse SHF/SSF Pup För att få upp trycket från 1 bar till 3 bar på vätskan före indunstningen behövs en pup. Antas vara en centrifugalpup Den ekanisk-elektriska verkningsgraden antas vara η el + ek Vattens densitet antas, ρ 1000 kg/ För att ta fra kostnaden används följande ekvation: W& S & P 10 ρ 3600 η 5 el+ ek P 2 bar F P 1.0 Stålbeklätt F M 1.4 F. P F M 1.4 F a BM 3.3 Flöde och kostnader för pupen åskådliggörs i tabell 28. Tabell 61. Flöde och faktorer från Ulrich sat kostnad för pup. Process Flöde, & [kg/h] W S [kw] C P [$] C BM C. P F a BM [$] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Indunstning Kopparlegerat kolstål ger att Ulrich s aterialfaktor F BM 3.7 Alla tryck är under 10 bar, vilket ger att Ulrich s tryckfaktor F P 1 Efterso kokpunktsförhöjningen försuats vid beräkningarna i Aspen Plus tas den nu hänsyn till so en procentuell ökning på arean i sista effekten, efterso det är i stortsätt bara där kokpunktsförhöjningen påverkar. Kokpunktsförhöjningen kan uppskattas ed följande ekvation: β x x 2 [1] Med det so grund antas att kokpunktsförhöjningen edför att delta T i effekt 5 inskar ed 5.0ºC för cellulosa och SSF och ed 2.2 ºC för stärkelse och SHF/SSF. I tabell redovisas areor, Ulrichfaktorer sat kostnader för de olika effekterna i de olika processalternativen. 22

109 Tabell 62. Area, faktorer från Ulrich sat kostnad för indunstare i cellulosaprocessen. Effekt Area från Aspen Plus [ 2 ] Area ed kokpunksförhöjning [ 2 ] Cp [$] C BM Cp F BM F P [$] Tabell 63. Area, faktorer från Ulrich sat kostnad för indunstare i stärkelseprocessen. Effekt Area från Aspen Plus [ 2 ] Area ed kokpunksförhöjning [ 2 ] Cp [$] C BM Cp F BM F P [$] Tabell 64. Area, faktorer från Ulrich sat kostnad för indunstare i SSF-processen. Effekt Area från Aspen Plus [ 2 ] Area ed kokpunksförhöjning [ 2 ] Cp [$] C BM Cp F BM F P [$] Tabell 65. Area, faktorer från Ulrich sat kostnad för indunstare i SHF/SSF-processen. Effekt Area från Aspen Plus [ 2 ] Area ed kokpunksförhöjning [ 2 ] Cp [$] C BM Cp F BM F P [$] En saanställning av totalkostnaderna för indunstarna för respektive processalternativ redovisas i tabell

110 Tabell 66. Saanställning av totalkostnad för indunstarna för de olika processerna. Process Indunstningskostnad [ksek] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Torkning Blandskruv Antas vara en extruder Viskositeten antas vara so för kakdeg Med hjälp av antagandena ovan kunde effekten per assflöde avläsas i Ulrich. Effekten beräknades sedan enligt. P P & & Resultaten åskådliggörs tillsaans ed apparatkostnaden i tabell 34. Från Ulrich: P 13 kws/kg Rostfritt F BM 2.5 Tabell 67. Flöden och faktorer avlästa i Ulrich. Process [kg/s] P [kw] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Förvärning av flöden - till ångtork k-värde antas vara 2 kw/kg o C Väreväxlar ed 4 bars ånga Motströs väreväxling antas Flöden innehållande lignin torkas i en ångtork. För att inska torkarean förvärs aterialet in till torken i en väreväxlare. I torken drivs vatten av ed hjälp av 20 bars ånga so överhettas geno strypning till 4 bar. 4 bars ånga har förångningsteperaturen 144 grader [56] och aterialet förvärs därför till 140 grader under 4 bars tryck. Ångbehovet sat väreväxlarnas areor beräknas enligt ekvationerna nedan. 24

111 & & T ånga ånga L H H ( T T ) ( T T ) K vap vap & k A T Fut T ln T F K K C p T T K T Fut Fin L Fin (1) (2) (3) T K o C T Fut o C T K o C T Fin o C I tabell 35 och nedan åskådliggörs fysikaliska data so använts vid beräkningarna av ångbehov och arean i väreväxlarna. [56] Cp 4.21 kj/kg o C H vap 2134 kj/kg T K 144 o C k 2 kw/kg o C Tabell 68. Fysikaliska data för väreväxlarna. Data Cellulosa SSF SHF/SSF Cellulosa enheter F kg/h T Fin o C T Fut o C Väreväxlarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer och teperaturerna på flödena ut ur väreväxlarna redovisas i tabell 36 tillsaans ed aterialet so valts, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden, C BM. Faktorer från Ulrich: P 4 bar F P 1.0 Rostfritt F M 3.0 F. P F M 3.0 F a BM 6.0 Tabell 69. Area, teperatur på utgående strö, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlarna. Process A [ 2 ] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa SSF SHF/SSF-lignindelen

112 Ångtorkar Antas vara en Rotary dru tork [5] k-värdet på 3 kw/kg o C [66] Torkar ed 4 bars ånga so är överhettad geno strypning av 20 bars ånga. Teperaturen blir då 170 grader [56] Motströs torkning antas Konstant Cp antas Materialet antas vara ytfuktigt och har saa teperatur under hela torkperioden. Torrsubstanser innehållande lignin torkas i ångtorkar till 85 procents torrhalt. Ångflödet ut ur torken recirkuleras. Det upptagna vattnet kondenseras ut och ångan upphettas till 170 grader innan det återigen går in i torken. Ekvationerna för att ta fra torkens area, vilka krävs vid apparatkostnadsberäkningarna, åskådliggörs nedan. Arean per tork får axialt vara och antalet torkar so krävs för att erhålla rätt torrhalt ut har därför även beräknats. & ånga C p T ånga k A T L (1) T L ( T T ) ( T T ) ånga,in Fut T ln T ånga,in ånga,ut ånga,ut T T Fut Fin Fin (2) T ånga,in o C T Fut o C T ånga,ut o C T Fin o C Fysikaliska data so använts vid beräkningarna [56]: Cp 2.01 kj/kg o C T ånga,in 170 o C T ånga,ut 145 o C T TS 140 o C k 3 kw/kg o C Torkarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer redovisas i tabell 37 tillsaans ed aterialet so valts, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden, C BM. Faktorer från Ulrich: P 4 bar F P 1.0 Rostfritt F BM 4.8 F a BM 4.8 Tabell 70. Ångflöde, area, antal torkar, faktorer från Ulrich sat kostnad för torkarna. Process ånga [kg/s] A [ 2 ] Antal torkar Cp [$] C BM ( F a BM Cp antal torkar) [$] Cellulosa SSF SSF/SHF lignindelen

113 Recirkulering av ånga Ut ur ångtorkarna koer det vatten so torkats bort tillsaans ed den ånga so använts för torkningen so ättad ånga vid 4 bar. Den ånga so koer från aterialet kondenseras ut och resterande ånga recirkuleras och överhettas ed kondenserande 20 bars ånga till 170 o C i en otstösväreväxlare. Effekten för väreväxlaren beräknas ed foreln: Q & C T KW då: 4bar P överhettad & C 4 P T kg/h KJ/(kg o ( ) 25 C o C) [56] För att beräkna kostnaden behövs väreväxlarens area, vilken bestäs ed följande ekvation: Mättnadsteperaturen för vattenånga vid 20 bar är 212 o C A Q k T L Där k 2 KW/ ( C) 2 o och T ( ) ( ) L ln o C Väreväxlarens area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer redovisas i tabell 38 tillsaans ed aterialet so valts för tanken, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden för tanken, C BM. Tabell 71. Area, aterialval, faktorer avlästa från Ulrich sat kostnad för väreväxlarna. Process A [ 2 ] Cp [$] Material F M F p F a BM C BM ( F a BM Cp) [$] Cellulosa Rostfritt SSF Rostfritt SHF/SSF Rostfritt Lufttorkar Antas vara en Rotary dru tork [5] k-värde på 1.3 kw/kg o C [66] Torkar ed luft so är förvärd till 120 grader Medströs torkning antas Konstant Cp antas Materialet antas vara ytfuktigt under hela torkperioden Torrsubstanser innehållande rester från spannålskärnan torkas i lufttorkar till 88 procents torrhalt. Ekvationerna för att ta fra torkens area beskrivs nedan. Arean per tork får axialt vara och antalet torkar so krävs för att erhålla rätt torrhalt ut har därför även beräknats. 27

114 För att beräkna luftflödet so krävs i torken användes ett Mollierdiagra. Efter förvärningen är luftens tillstånd 120 o C och fukthalten, x, kg H 2 O/kg luft. Från detta tillstånd följdes en adiabatisk kyllinje i Mollierdiagraet tills teperaturen blev 60 o C. Vid denna teperatur erhölls en drivande kraft i slutet av torkningen på 10 o C. Luftens tillstånd då den länar torken blev då enligt Mollierdiagraet 60 o C ed fukthalten kg H 2 O/kg luft och en relativ fukthalt på 13 %. Luftflödet beräknades ed ekvationerna nedan: & & luft luft & H 2 x C p O T luft k A T L T luft,in o C T TS o C T luft,ut o C T TS o C T L ( T T ) ( T T ) luft,in TSut T ln T luft,in luft, ut T T luft, ut TSut TSin TSin Fysikaliska data so använts vid beräkningarna [56]: Cp 1.01 kj/kg o C T luft,in 120 o C T luft,ut 70 o C T TS 60 o C k 1.3 kw/kg o C Torkarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer redovisas i tabell 39 tillsaans ed aterialet so valts, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaden, C BM. Faktorer från Ulrich: P 1bar F P 1.0 Rostfritt F BM 4.8 F a BM 4.8 Tabell 72. Luftflöde, area, antal torkar, faktorer från Ulrich sat kostnad för torkarna. Process luft kg/s] A [ 2 ] Antal torkar Cp [$] C BM ( F a BM Cp antal torkar) [$] Stärkelse SSF/SHF foderdelen

115 Förvärning av luftflöde till lufttork k-värde antas vara 2 kw/kg o C Väreväxlar ed 3 bars ånga Motströs väreväxling antas Konstant Cp antas Luftens tillstånd antas gå in till väreväxlaren ed 10 o C och en fukthalten på kg H 2 O/kg luft Torrsubstans so inte innehåller lignin torkas i lufttorkar. För att få en energieffektivare torkning förvärs luften i en väreväxlare innan den går in i torken. Luften värs inte till er än 120 o C för att inte skada proteiner och näringsänen i torrsubstansen. & & T ånga ånga L H H & k A T ( T T ) ( T T ) K vap vap Luft, ut T ln T Luft K K C T T p T L K Luft, ut Luft, in Luft, in T K o C T Luft,ut o C T K o C T Luft,in o C I tabell 40 och nedan åskådliggörs fysikaliska data so använts vid beräkningarna av ångbehov och arean i väreväxlarna. [56] Cp 1.01 kj/kg o C H vap kj/kg T K o C k 2 kw/kg o C Tabell 73. Fysikaliska data för väreväxlarna. Data Stärkelse SHF/SSF enheter Luft Kg/h T Luft,in o C T Luft,ut o C Väreväxlarnas area då hänsyn tagits till skalningsfaktorer redovisas i tabell 41 tillsaans ed aterialet so valts, faktorer avlästa i Ulrich och apparatkostnaderna, C BM. Faktorer från Ulrich: P 3 bar F P 1.0 Rostfritt F M 1.7 F. P F M 1.7 F a BM 3.5 Tabell 74. Area, teperatur på utgående strö, faktorer från Ulrich sat kostnad för väreväxlarna. Process A [ 2 ] Cp [$] C BM ( F a BM Cp) [$] Stärkelse SHF/SSF-foderdelen

116 Pelletsbränning Alla processalternativen föruto den rena stärkelseprocessen behöver en anläggning so bränner bränslet och producerar ånga. För att beräkna kostnaden för anläggningen används värden från rapporten Höglandsetanol so referens, även ekvationen so beskriver oskalningen är tagen ifrån rapporten. Oskalningen beskrivs av ekvationen nedan: C C ref Totalt effektbehov Totalt effektbehov ref n Där C ref SEK, Totalt effektbehov ref KW och n 0.7 [1]. De olika processalternativens totala effektbehov hätades från bilaga 2 - Fraställning och bilaga 3 Upparbetning och resultatet av beräkningen återfinns i tabell 42. Tabell 75. Kostnaden för pelletsbränningen för de olika processalternativen. Process Totalt effektbehov [KW] C [ksek] Cellulosa SSF SHF/SSF

117 Bilaga 7 Kalkylberäkningar Råvarukostnad Kostnaden för råvaran varierar ellan processerna då det är olika råvaror till de olika processerna. Råvarupriserna gäller fritt fabrik: Hal kostar 0.6 kr/kg [68] Vete kostar 1 kr/kg [12] Råvarukostnaden beräknas ed ekvation 1. Hal skalfaktorn driftstid (1) vete Där skalfaktorn hätas från rubriken Uppskalning och driftstiden är 8000 h/år. Resultatet visas i tabell 1. Tabell 1. Råvarukostnaderna för de olika processalternativen Process Hal [kg/h] Vete [kg/h] Kostnad [MSEK] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Enzykostnad Enzykostnad för att tillverka kg etanol per år. Anläggningen antas vara i drift tiar per år. För en ren cellulosaprocess kostar enzyerna 19sek/10 6 FPU [12], där FPU står för Filter Paper Units, och det åtgår 20 FPU/g cellulosa [61]. För en ren stärkelseprocess kostar enzyerna 0.10 sek/liter etanol so produceras. [12] Enzykostnad för spjälkning av cellulosa beräknas enligt: Kostnad TS. x. UF [SEK/år] Där TS är ängden TS in till processen, exklusive uppskalning, x C är andel cellulosa in till processen och UF är uppskalningsfaktorn. Enzykostnad för spjälkning av stärkelse beräknas enligt: 3 ys Kostnad: 0.10 [SEK/år] ρ Där ρ är densiteten för etanol, kg/liter och y S är andel etanol producerat från stärkelse. 1

118 Den saanlagda enzykostnaden visas i tabell 2. Tabell 2. Variabler för beräkning av enzykostnad sat den totala enzykostnaden för respektive process. Process TS [g/h] x C UF y S Total enzykostnad [ksek/år] Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Bränsleinköp/försäljning Bränslet so erhålls bränns i en pelletspanna för att driva den egna anläggningen. Det bränsle so blir över antas kunna säljas so biobränsle för 211 kr/mwh. Räcker inte bränslet till att driva anläggningen köps i stället bränsle in för saa pris. Då inget bränsle bildas i stärkelseprocessen används ingen pelletspanna utan den energi so behövs köps in för saa pris so bränslet. Bränslet antas ha en verkningsgrad på 0.9, vilket även appliceras på stärkelsens ångbehov. Bränslets värevärde är hätad från bilaga 6 Apparatkostnader. Exepel cellulosa: Bildat bränsle kg TS/h Bränslets värevärde 18.4 MJ/kg TS Energi från bränslet MW Totalt energibehov MW Totalt energibehov Överskott Energi från bränslet MW 0.9 Driftstiar tiar/år Pris 211 kr/mwh Intäkt Överskott Driftstiar Pris MSEK Bränsleinköp och försäljning saanställs i tabell 3 och 4. Tabell 3. Totalt energibehov i kw, bränslets värevärde i MJ/kg, ängd bränsle i kgts/h och energi från bränslet i kw. Process Totalt energibehov Värevärde Mängd bränsle Energi från Bränsle Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF

119 Tabell 4. Bränsleöverskott/underskott i kw och årlig bränsleförsäljning/inköp i MSEK. Process Bränsleöverskott Bränsleunderskott Försäljning Inköp Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Etanolförsäljning Alla processalternativen producerar lika ycket etanol, ton/år. För att beräkna intäkterna från etanolförsäljningen används saa driftstid so ovan 8000 h/år och att etanolen kan säljas för 5.50 kr/liter. Literpriset baseras på det produktionspris so återfinns i Höglandsetanol. För att få en vinst har etanolpriset satts något högre än Höglandsetanols produktionspris. För att få fra intäkten från etanolförsäljningen används ekvationen nedan. Intäkt ρ etanol pris etanol MSEK Foderförsäljning Djurfodret so produceras i den rena stärkelseprocessen och i SHF/SSF kan säljas och på så sätt bidra till processekonoin. Djurfodret kan säljas för 0.8 SEK/kg [12]. Intäkten från djurfodret beräknas ed ekvationen nedan, där driftstiden är 8000 h/år. Intäkt Priset djurfoder driftstid Intäkterna från foderförsäljning för de olika processerna visar i tabell 5. Tabell 5. Mängd foder i kg/h och årlig försäljning i MSEK. Process Mängd foder Försäljning Stärkelse SHF/SSF Investeringskalkyl Exepel cellulosa Grundinvesteringen, G, bestädes geno uppskalning av den totala apparatkostnaden ed Ulrichs påslagsfaktorer för entrepenad och oförutsett f en/of 1.15 och för hjälpanläggningar f hjälp 1.25 Den totala apparatkostnaden är hätad ur bilaga 6- Apparatkostnader. 3

120 Total apparatkostnad MSEK G Total apparatkostnad f en/of f hjläp MSEK Grundinvesteringen slogs ut på n 15 år ed en realränta, X 10 %, ed hjälp av annuitetsetoden; G MSEK Årlig anläggningskostnad G f där f A 1 X ( 1+ X) n 0.13 A MSEK Årliga utbetalningar Bundet kapital Råvarulager Råvaran lagras i genosnitt 30 dagar råvarukostnad per år MSEK f A 0.13 lagerdagar råvarukostnad per år f 365 A 1.735MSEK Etanollager Etanolen lagras i genosnitt 10 dagar innan försäljning Priset på etanol sätts till 5.50 kr/l produceradetanol per år ρ f A C 2H5OH kg kg 0.791kg/l l/år producerad etanol per år pris lagerdagar f 365 A 1.238MSEK 4

121 Bränslelager Priset på bränslet sätts till 211 kr/mwh Bränslet lagras i genosnitt 10 dagar innan försäljning bränsleöverskott 9 700kW f A 0.13 driftstiar 8000 årligt bränsleöverskott driftstiar pris lagerdagar f 365 A 0.058MSEK Reservdelar 10% av underhåll och reparationer* MSEK *beräknas under direkta rörliga kostnader Direkta rörliga kostnader Råvarukostnad MSEK Ensykostnad MSEK Underhåll och reparationer 2% av årliga anläggningskostnaden 0,02 141,685 2,834 Driftspersonal 3 personer per skift 3 skift per dygn Skiftarbetarna arbetar 4 dagar per vecka Skiftarbetarna har en lön på kr/ån MSEK 4 Driftsledning 15% av driftspersonal MSEK Laboratoriepersonal 15% av driftspersonal MSEK Indirekta rörliga kostnader Overhead personal 5

122 70% av driftspersonal MSEK % av dagpersonal ( ) MSEK Dagpersonal 20% av underhåll och reparationer MSEK 100% av driftledning MSEK 50% av laboratoriepersonal MSEK Adinistration 25% av overhead personal MSEK Forskning och utveckling 5% av årliga anläggningskostnanden MSEK årliga utbetalningar, U i MSEK En saanställning av de årliga utbetalningarna för de olika processerna återfinns i tabell 6. Tabell 6. Investeringskostnader och årliga utbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Total apparatkostnad Grundinvestering Årlig anläggningskostnad Bundet kapital Råvarulager Etanollager Bränslelager Foderlager* Reservdelar Direkta rörliga kostnader Råvarukostnad Enzykostnad Bränslekostnad Underhåll o reparationer Driftspersonal Driftsledning Laboratoriepersonal Indirekta rörliga kostnader Overhead personal Adinistration Forskning o utveckling ** Totala årliga utbetalningar,u i *Baseras på 10 dagars lagring och ett försäljningspris på 0.80kr/kg 6

123 **Inget pålägg för forskning och utveckling, på grund av ogen process Årliga inbetalningar Etanolförsäljning Priset på etanol sätts till 5.50kr/l kg Producerad etanol per år ρ C 2H 5OH kg kg/l 6 l/år Producerad etanol per år pris MSEK Bränsleförsäljning Priset på bränslet sätts till 211 kr/mwh Totalt energibehov Överskott Energi från bränslet MW 0.9 Driftstiar tiar/år Pris 211 kr/mwh Intäkt Överskott Driftstiar Pris MSEK årliga inbetalningar, I i MSEK En saanställning av de årliga inbetalningarna för de olika processerna återfinns i tabell 7. Tabell 7. Årliga inbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Etanolförsäljning Bränsleförsäljning * Foderförsäljning ** Totala årliga inbetalningar, Ii *Baserat på ett bränslepris på 211kr/MWh ** Baserat på ett foderpris på 0.8kr/kg 7

124 Nuvärdesetoden Den saanlagda vinsten på N 15 år bestäs ed nuvärdesetoden, realräntan, X, sätts till 10 %. G MSEK a i U i I i MSEK (årligt överskott) S N där f G + n 1 N i 1 a ( 1+ X) X i ( 1+ X) N i 7.6 G + a i f n MSEK Annuitetsetoden Det årliga nettoöverskottet bestäs över N 15 år och realränta, X, på 10 %. G MSEK a i U i I i MSEK (årligt överskott) N I där f a A i f A 1 G MSEK X ( 1+ X ) N 0.13 Pay-backetoden Investeringens återbetalningstid, n, bestäs ed en realränta, X, på 10 %. Då processen har en årligt nettounderskott koer aldrig processen att betala tillbaka sig. ln(1 G X a ln(1+ X) n i Nuvärde, årligt nettoöverskott och återbetalningstid för de olika processerna saaställs i tabell 8. Tabell 8. Nuvärde, årligt nettoöverskott i MSEK och återbetalningstid i år. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid

125 Produktionskostnad Efterso arknaden för biprodukterna är osäker har produktionspriset per liter etanol bestäts utan hänsyn till intäkt från biprodukt. Där etanolen är ensa kostnadsbärare för tillverkningen och investeringskostnaden. Kostnaden för att producera 1 liter etanol bestäs geno att dividera de årliga utbetalningarna och den årliga anläggningskostnaden ed totalt tillverkad ängd etanol. Ui + årlig anläggningskostnad produktionskostnad producerad etanol per år Produktionskostnaden för de olika processerna har saanställts i tabell 9. Tabell 9. Produktionskostnad per liter etanol i kr/l. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Produktionskostnad Känslighetsanalys Känslighetsanalys har gjorts för posterna ångbehov, råvarukostnad och apparatkostnader. Detta för att studera hur processernas inbördes ordning förändras, o dessa poster förändras ed en faktor på 20 %. Ångbehov För att studera hur ångbehovet påverkar processekonoin har alla processalternativen belagts ed 20 % extra energibehov. Detta resulterar i att bränslepannan blir större, vilket ger en ökad apparatkostnad, bränslebehovet ökar vilket resulterar i en inskad intäkt från bränsleförsäljning och en ökad utgift för bränsle. Nya bränslepannan beräknas enligt foreln nedan so är hätad från bilaga 6 Apparatkostnader under pelletsbränning. C C ref A A ref n Där C ref SEK, A ref KW (totalt ångbehov) och n 0.7 [1]. 9

126 De olika processalternativens A-värde hätades från bilaga 2 - Fraställning och bilaga 3 Upparbetning och resultatet av beräkningen återfinns i tabell 10. Tabell 10.Kostnaden för pelletsbränningen för de olika processalternativen. Process A [KW] A ny A C [MSEK] [KW] Cellulosa SSF SHF/SSF Beräkningar för försäljning och inköp av bränsle beräknas på saa sätt so ovan under rubriken bränsleinköp/försäljning. Resultatet visas i tabell 11 och 12. Tabell 11 Totalt energibehov i kw, bränslets värevärde i MJ/kg, ängd bränsle i kgts/h. Process Totalt energibehov Värevärde Mängd bränsle Energi från Bränsle Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Tabell 12. Bränsleöverskott/underskott i kw och årlig bränsleförsäljning/inköp i MSEK. Process Bränsleöverskott Bränsleunderskott Försäljning Inköp Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF

127 Den nya årliga utbetalningen beräknas på saa sätt so under rubriken Årliga utbetalningar och redovisas i tabell 13. Tabell 13. Årliga utbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Total apparatkostnad Grundinvestering Årlig anläggningskostnad Bundet kapital Råvarulager Etanollager Bränslelager Foderlager* Reservdelar Direkta rörliga kostnader Råvarukostnad Enzykostnad Bränslekostnad Underhåll o reparationer Driftspersonal Driftsledning Laboratoriepersonal Indirekta rörliga kostnader Overhead personal Adinistration Forskning o utveckling ** Totala årliga utbetalningar,u i De nya årliga inbetalningarna för de olika processerna beräknas so ovan under rubriken Årliga inbetalningar och en saanställning av de återfinns i tabell 13. Tabell 13. Årliga inbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Etanolförsäljning Bränsleförsäljning Foderförsäljning ** Totala årliga inbetalningar, Ii *Baserat på ett bränslepris på 211kr/MWh ** Baserat på ett foderpris på 0.8kr/kg 11

128 Nuvärde, årligt nettoöverskott och återbetalningstid för de olika processerna beräknas so ovan och saanställs i tabell 14. Tabell 14. Nuvärde, årligt nettoöverskott i MSEK och återbetalningstid i år. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid Råvarukostnad För att studera hur råvarukostnaden påverkar processekonoin beläggs den ed en extra kostnad på 20 %. Då bara råvarukostnaden och råvarulagret i de årliga utbetalningarna förändras visas enbart dessa och de totala årliga utbetalningarna i tabell 15. Tabell 15. Kostnad för råvarulager, råvaror och de totala årliga utbetalningarna i MSEK. Råvarukostnad Råvarulager Totala årliga utbetalningar,u i De årliga inbetalningarna förändras inte, utan är de saa so för de ordinarie processerna. Nuvärde, årligt nettoöverskott och återbetalningstid för de olika processerna beräknas so ovan och saanställs i tabell 16. Tabell 16. Nuvärde, årligt nettoöverskott i MSEK och återbetalningstid i år. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid

129 Apparatkostnad För att studera hur apparatkostnaden påverkar processekonoin beläggs den ed en extra kostnad på 20 %. Efterso apparatkostnaden påverkar de årliga utbetalningarna redovisas de nya utbetalningarna i tabell 17. Tabell 17. Årliga utbetalningar i MSEK. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Total apparatkostnad Grundinvestering Årlig anläggningskostnad Bundet kapital Råvarulager Etanollager Bränslelager Foderlager* Reservdelar Direkta rörliga kostnader Råvarukostnad Enzykostnad Bränslekostnad Underhåll o reparationer Driftspersonal Driftsledning Laboratoriepersonal Indirekta rörliga kostnader Overhead personal Adinistration Forskning o utveckling ** Totala årliga utbetalningar,u i De årliga inbetalningarna förändras inte, utan är de saa so för de ordinarie processerna. Nuvärde, årligt nettoöverskott och återbetalningstid för de olika processerna beräknas so ovan och saanställs i tabell 18. Tabell 18. Nuvärde, årligt nettoöverskott i MSEK och återbetalningstid i år. Cellulosa Stärkelse SSF SHF/SSF Nuvärde Årligt överskott Återbetalningstid

130 Bilaga 8 Enzyer 1

131 2