Integrering av etanolproduktion från sockerrörsocker med etanol- och elproduktion från cellulosadelen av sockerrör

Integrering av etanolproduktion från sockerrörsocker med etanol- och elproduktion från cellulosadelen av sockerrör Hampus Carlsson, Christian Jönsson, Jens Olesen och Sten Pettersson 5/31/2011

Bilagor... 3 Sammanfattning... 4 Introduktion... 5 Målsättning... 6 Tekniska och ekonomiska förutsättningar för studien... 7 Politiska aspekter av sockerrörsbaserad etanol i Brasilien... 8 Översiktlig processdesign... 12 Beskrivning av enhetsoperationer samt modellering i Aspen... 15 Designspecifikationer... 15 Första generationens fabrik... 16 Tillbyggnad vid integrering av andra generationens fabrik... 18 SSF... 18 Upparbetning av drank... 18 Processalternativ... 19 Design av CHP... 20 Resultat... 21 Produktion och konsumption... 21 Procesströmmar... 27 Ekonomisk utvärdering... 30 Kostnad med avseende på Brasilien... 30 Investeringskostnad... 31 Uppskattning av direkta apparatkostnader... 31 Driftkostnader... 35 Rörliga kostnader... 36 Direkta rörliga kostnader... 36 Indirekta rörliga kostnader... 38 Produktionskostnad... 38 Investeringskalkyl... 39 Känslighetsanalys... 41 Diskussion... 45 Slutsats... 47 Källförteckning... 48

Bilagor Bilaga 1 Reaktionsformler Bilaga 2 Komponenter Bilaga 3 Processchema CHP1 Bilaga 4 Processchema CHP2 Bilaga 5 Processchema CHP3 Bilaga 6 Processchema Destillation Bilaga 7 Processchema Förbehandling Bilaga 8 Processchema Indunstning Bilaga 9 Processchema Fermentering Bilaga 10 Processchema SSF Bilaga 11 Processchema Ångtork Bilaga 12 Designspecifikationer Bilaga 13 Beräkning av personalkostnad Bilaga 14 Beräkning av anläggningskostnad Bilaga 15 Drift- och produktionskostnad

Sammanfattning Tekniska och ekonomiska utvärderingar har gjorts av integrering av cellulosabaserad etanol från bagass i en befintlig sockerbaserad etanolfabrik baserad på sockerrör. Två processmodeller utöver förstagenerationsmodellen har jämförts, en där pentoser fermenteras och en där pentoser rötas till biogas. I båda modellerna rötas allt överblivet rötbart material till biogas. Allt fast material torkas och används som bränsle i kraftverket tillsammans med producerad biogas. Det har även utvärderats hur elproduktion från blast påverkar tekniskt och ekonomiskt, samt hur elproduktionen påverkas av olika design av kraftverk. Resultaten visar att etanolproduktionen ökar från 124 000 ton etanol per år till 200 000 när produktion ifrån bagass integreras, och till 224 000 om även fermentering av pentoser görs. Elproduktionen minskar från 434 GWh/år i det befintliga kraftverket, till 360 respektive 320 GWh/år när integrering har gjorts och kraftverket byggts ut. Dessa siffror gäller när blasten används som bränsle. De ekonomiska resultaten visade dock att förbränning av blast inte är lönsamt i den befintliga fabrikens kraftverk. Grundinvesteringen för integreringen landade på 2507 miljoner kr men betalar inte av sig i nuläget eftersom produktionskostnaden blir för hög. En investering blir inte lönsam så länge försäljningspriset av etanol inte ökar markant från dagens nivå, eller väsentliga subventioneringar införs. Produktionskostnaden för den cellulosabaserade etanolen uppgår till 3,87 kr/liter om pentosjäsning kan tillämpas och den blandade socker- och cellulosabaserade etanolen till 2,68 kr/liter. 4

Introduktion Ett allt dyrare oljepris, minskade oljetillgångar och övergången till ett grönt samhälle med förnyelsebar energi har haft stor inverkan på efterfrågan av etanol som drivmedel. Etanol produceras huvudsakligen från majs och sockerrör. Dagens etanolproduktion från sockerrör sker uteslutande i första generationens processer där endast den extraherade sockerjuicen från sockerrören används. I andra generationens etanolprocesser med sockerrör försöker man integrera lignocellulosan från bladen och topparna, kallad blast, och det material som finns kvar efter juicen pressats ut från sockerröret, kallad bagass, i den redan existerande etanolproduktionen. Sammansättningen av ett sockerrör varierar kraftigt beroende på klimat, geografi, geologi, genetik och när skörden sker. Till exempel så innehåller ett sockerrör från Louisiana, USA, vid en skörd 8 % sackaros och vid en annan skörd 15 % 1. Sockersaften pressas ut först i processen. Den utgör ungefär 80 % av växtens totala massa 1 och innehåller ungefär 15-20 % sackaros och resten vatten. Bagassen är återstoden av växten efter att sockersaften pressats ur och blasten tagits av. När sockerrör odlas med avsikten att endast utvinna sackaros utgör blasten dödmaterial som gör skörd, transport och process dyrare. Det har därför varit vanligt att bränna blasten direkt på fältet under skörd, blasten utgör ungefär 20 % av sockerrörets massa 1. Totalt odlas nästan 1700 miljoner ton sockerrör 2 om året i världen vilket innebär att nästan 340 miljoner ton blast eldas upp ute på fälten utan att användas. Bagassen bränns i nuvarande processer för att bidra med energi till sockerfabrikerna samt för att producera elektricitet. I sockerfabrikerna används konventionella CHP-cykler för att möta verkets behov av energi. I andra generationens fabrik då bagassen används för att producera etanol kan biprodukter från den processen, till exempel pentoser och lignin, användas för energiproduktion vilket leder till att etanolproduktionen kan ökas och energibehovet fortfarande tillgodoses. I och med detta förväntas processens effektivitet bli högre och mer miljövänlig, mycket tack vare att förbränningen av blast ute på fälten upphör. Var sockerrör kan odlas är klimatberoende. Sockerrören är C-4 växter och har lägre fotorespiration vilket gör dem känsliga för kyla. Detta gör att odlingen är centrerad kring områden med varmt klimat. Dagens marknad för etanol producerad från sockerrör domineras uteslutande av Brasilien som har ideala förhållanden för odling i centrala och sydöstra Brasilien, speciellt kring Sao Paulo-regionen. Indien producerar ungefär hälften så mycket etanol som Brasilien och Kina ungefär en fjärdedel. Att Brasilien fått en världsledande position på etanolmarknaden beror inte endast på klimatet utan också på politiska initiativ och subventioner för etanolindustrin ända sedan tidigt 1930-tal. Andra länder med bra klimat, främst lokaliserade i Afrika, är i princip oexploaterade och är en möjlig marknad för etanolproduktion. USA har också lämpliga förhållanden i sydstaterna som Arizona, Florida och New Mexico men än så länge är majsbaserad etanolproduktion överlägset störst där. Marknadspriserna för sockerrör och etanol skiljer sig från land till land på grund av olika regleringar och skatter. 5

Bagass- och blastbaserad etanolproduktion har länge inte varit något alternativ då förbehandling kombinerad med den enzymteknologi som krävs inte varit ekonomiskt och tekniskt hållbart. Förbehandling behövs för att kunna hydrolysera cellulosa och bryta ner den till monosackarider. Det finns flera olika förbehandlingstekniker för växtmaterial. Vilken teknik som kan användas beror på vad som finns tillgängligt i fabriken till exempel koldioxid, svaveldioxid, organiska lösningsmedel eller mikroorganismer samt vilka tryck och temperaturer som kan uppnås. Det har gjorts framsteg inom förbehandling av bagass och blast under senare år tack vare att efterfrågan på förnyelsebara bränslen som etanol ökat tack vare politiska initiativ och det osäkra oljepriset. Många länder som till exempel Sverige och USA är helt beroende av oljeimport för att den inhemska transportmarknaden ska fungera. USA, världens största importör av olja, har goda klimatförhållanden för att kunna producera etanol från sockerrör och på egen hand minska oljeberoendet. Forskning visar att etanol producerad från sockerrör i andra generationens fabrik ger 9,3 enheter förnyelsebar energi per enhet fossilt bränsle som krävs för produktion 4. Målsättning Målsättningen med detta projekt var att genomföra en projektering för integrering av produktion av etanol från bagass och blast i en sockerbaserad anläggning. Anläggningen skulle ha kapacitet att producera 200 000 ton etanol per år. I kombination med etanolproduktionen skulle ett kraftvärmeverk som använder lignin och andra fasta rester finnas. Eventuellt skulle biogas från processen framställas för att producera ånga och el. En studie hur etanol-, biogas- och elproduktionen kan optimeras gjordes med avseende på energieffektivitet och kostnad. Integreringen av den nya processen skulle kunna gå att genomföra i den existerande fabriken. En ekonomisk analys som värderar projektet och en investeringsoch driftskostnadskalkyl för referensfabriken och den nya integreringen gjordes. De kritiska processparametrarna analyserades för att avgöra deras känslighet för processen. 6

Tekniska och ekonomiska förutsättningar för studien Den grundläggande förutsättningen för denna tekniska och ekonomiska studie är att en andra generations etanolproduktion ska integreras i en befintlig förstagenerationsanläggning. Andra generationsdelen utvinner etanol ur bagass. Efter integreringen ska fabriken klara av en årlig produktion av etanol som uppgår till minst 200 000 ton. Det förutsätts att anläggningen ska vara placerad i Brasilien. Den befintliga anläggningen utvinner etanol endast från sockersaft och genererar elektricitet genom att bränna bagass och blast i en CHP. Detta betyder att samtliga modeller, även den befintliga anläggningen, köper in lika mycket sockerrör och blast. Studien har jämfört två fall av integrering, ett fall där pentoser rötas till biogas (modell 1), och ett fall där pentoser jäses till etanol (modell 2). I båda fallen sker dock rötning av lösta organiska ämnen som hexosaner, pentosaner, pentoser med mera. Omvandlingsfaktorerna från pentoser till etanol, respektive COD (chemical oxygen demand) till metan har satts till rimliga uppskattade industriella värden. Det har förutsatts att pentoser kan omvandlas till etanol med en faktor av 70 %. Det vill säga att i reaktionerna där pentoser jäses till etanol omsätts 70 % av pentoserna till etanol. Faktorn mellan förbrukad COD till metan har satts till 0,119 5 kg/kg. Mer om detta finns i respektive avsnitt i processbeskrivningen. Vad gäller tekniska förutsättningar i de enhetsoperationer som körs gemensamt med både den sockerbaserade och bagassbaserade produktionen gäller att destillationsanläggningen kan användas i befintligt skick, se mer om detta i processbeskrivning samt diskussion. Det kombinerade kraft- och värmeverket förutsätts i den befintliga fabriken bestå av en bagasseldad ångpanna med två ångturbiner. Utrustningen i kraft- och värmeverket antas kunna fungera även efter att integrering har gjorts. Mer om dessa antaganden finns i processbeskrivningen. När tekniska jämförelser mellan den sockerbaserade och den kombinerade anläggningen görs, avses alltid skillnaden mellan före och efter integrering av den bagassbaserade produktionen. Den tänkta existerande anläggningens investering förutsätts vara under avbetalning. Detta betyder att kapitalkostnader finns även för den sockerbaserade etanolen. För att kunna göra en uppskattning av hur stora kapitalkostnaderna och underhållningskostnaderna är, måste en anläggningskostnad vara angiven. Det har antagits att denna uppgår till 140 miljoner USD i detta fall, att annuiteten är 0,1168 (med kalkylräntan 8% och ekonomiska livslängden 15 år) och att underhållskostnaden uppgår till 10 % av anläggningskostnaden 6. De ekonomiska resultaten avser produktionskostnad för den bagassbaserade etanolen inräknat kapitalkostnader för utbyggnaden. Dessa resultat fås genom att först räkna ut produktionskostnaden för den sockerbaserade etanolen respektive den blandade socker- och cellulosabaserade. Produktionskostnaden för enbart den cellulosabaserade etanolen blir då skillnaden mellan dessa två kostnader. 7

Investeringskostnaderna för utbyggnaden baseras på offerter, prisförslag, kostnadsupskattningsprogrammet Aspen Process Economic Analyzer med mera och har varit angivna i såväl dollar, euro samt svenska kronor. Alla dessa har räknats om till svenska kronor med 2011 års värde. Kapitalkostnaderna är framtagna för den svenska marknaden och har inte omvandlats till den brasilianska eftersom detta är mycket svårt att genomföra. Det har dock antagits att kostnaderna hade varit lägre i Brasilien, men att detta vägs upp av att t.ex. vissa mindre enhetsoperationer inte tagits med. Apparatkostnaderna antas vara samma oberoende om pentoser väljs att rötas eller jäsas även fast vissa flöden och andra förutsättningar förändras. Driftskostnaderna är baserade på brasilianska siffror, så som löner, elpriser och så vidare. Kapitalkostnaderna som är inräknade i produktionskostnaderna är baserade på en kalkylränta på 8% och en ekonomisk livslängd på 15 år 6. Anläggningen antas vara i drift 8000 timmar per år och driftpersonalen jobbar 3-skift. Slutligen räknas processen hela tiden som skenbart kontinuerlig eftersom jäsning och hydrolys reaktionstekniskt sker satsvis men flera satser körs parallellt med fasförskjutning. Politiska aspekter av sockerrörsbaserad etanol i Brasilien Brasilien är världens största producent av etanol från sockerrör. Redan 1975 som ett svar på oljekrisen valde staten att bilda the National Brazilian Alocohol Program (Proocol) för att minska oljeberoendet 7. Regeringen erbjöd lån med låg ränta och subventionerade byggandet av destilleringsanläggningar som tillhörde verk som gjorde etanol av sockerrör. En lagstiftning bestämde också att bensinmackar var tvungna att tillåta etanolinblandad bensin till bilar dygnet runt medan bensin fri från etanol inte fick säljas på helger. Regleringarna styrdes genom det statligt ägda oljebolaget Petrobas. Det statliga monopolet fortsatte under en längre tid till 1998 då det bröts. Det ledde till att den statliga prissättningen på etanol avslutades och att marknadspriser började råda. Även subventioner minskades. Den årliga produktionen av etanol och socker har konstant ökat i Brasilien vilket kan ses i figur 1. År 2010 producerades 26,2 miljarder liter etanol i Brasilien. Sockerrörsbaserad etanol står för 17,6 % av transportsektorns energiförbrukning, bensin för 23,3 % och diesel för 49,2 % 8. Rena bensinbilar säljs inte längre i Brasilien. Årlig produktion och reaktionen från avregleringen 1998 kan ses i figur 1. När monopolet bröts 1998 och subventionerna minskade följde en period av minskad produktion men när fler aktörer sedan etablerat sig och efterfrågan på etanol vuxit har etanolproduktionen ökat. 8

Etanolproduktion i Mkbm 30 25 20 15 10 5 0 År Total produktion Figur 1 Produktion av ren etanol den totala produktionen per år 9 Det råder fortfarande en del regleringar. Regeringen bestämmer varje år hur stor andel etanol som måste ingå i bensin vilket i dagsläget är 20-25 % 10. I och med detta har olika lobbygrupper uppstått. Sockerindustrins lobbygrupp vill konstant öka denna siffra medan bilindustrin motsäger sig en förändring på grund av tekniska implikationer i motorerna. Lobbygrupperna påverkar i stor grad etanolindustrin i Brasilien. När det kommer till skatter har det sedan 1998 funnits en tariff som är 20 % på importerat socker och 30 % på importerad etanol. Detta är för att säkerställa att brasilianska socker- och etanoltillverkare erhåller ett mer gynnsamt pris för deras varor än import från länder med lägre löner och kostnader vid tillverkning. Som världens andra största etanolproducenter har Brasilien stor inverkan på de internationella marknaderna. 2007 exporterade Brasilien 3533 miljoner liter etanol vilket motsvarar ungefär 20 % av den totala inhemska produktionen 11. USA och Europa är de överlägset största importörerna. Exporten kan skilja stort från år till år beroende på efterfrågan på den inhemska marknaden. Figur 3 visar hur mycket Brasilien exporterade 2005, 2006 och 2007 till vissa utvalda länder/regioner. I figur 2 visas hur världsproduktionen av etanol är uppdelad. Brasilien står för nästan 30 % av all etanolproduktion. 9

Miljoner liter Spanien 1,1% Indonesien 0,4% Italien Kanada 0,3% 1,7% Tyskland 2,3% Frankrike 1,7% Överiga delar av världen 14,8% USA 39,7% Indien 3,0% Kina 6,0% Brasilien 29,0% Figur 2 Fördelning av världsproduktionen av etanol 2010 12 2000 1800 1600 1400 1200 1000 800 600 2007 2006 2005 400 200 0 USA Europa Japan Sverige Figur 3 Export av brasiliansk sockerrörsbaserad etanol 2005, 2006 och 2007 till USA, Sverige, Japan och Europa 13 10

Över 80 % av all etanol som produceras i Brasilien produceras i Sao Paulo-regionen där klimatet är idealt för sockerrörsodling. Ungefär 20 % produceras i nordost. Nordostregionen exporterar en mycket större procentuell andel av etanol än Sao Paulo-regionen. I figur 4 visas sockerrörsodlingen i Brasilien, ett rött område kännetecknar odling. Effektiviteten per hektar har ökat konstant sedan etanol började produceras från sockerrör. Sedan 1975 har man kunnat utvinna 3,77 % mer etanol/hektar per år tack vare tekniska framsteg 14. Figur 4 Var odling av sockerrör sker i Brasilien 15 Ingen sockerrörsodling sker på bekostnad av Amazonas utan odlingen sker i andra regioner där klimatet är mer idealt. Sockerrörsodling är förbjuden i Amazonskogen och andra viktiga miljöområden 16. Etanol producerad från sockerrör i Brasilien har lägst utsläpp av koldioxid av alla biobränslen som används i världen enligt det engelska transportdepartementet vilket gör det till ett politiskt önskat drivmedel. Priset på etanol I Brasilien beror på många olika faktorer till exempel hur gynnsamma skördarna är, världsekonomin och statliga beslut. Etanolföretagen är dock ense om att produktionen av etanol är lönsam och konkurrenskraftig i Brasilien så länge priset på olja är över 30 USD per fat. Etanolpriset varierar stort beroende på region i Brasilien och tiden på året. Etanolen är billigast i Sao Paulo där majoriteten av etanolproduktionen sker. I tabell 1 visas medelpriserna för E100 och E25 under 2008 i Brasiliens största regioner. Priserna visas som ren etanol respektive utspädd bensin med 25 % etanol. En real motsvarar ungefär 4 SEK (i beräkningar har 1 real=4,12 SEK använts). 11

Tabell 1 Medelpriset av etanol och etanolinblandad bensin i Brasiliens mest befolkningstäta regioner under 2008 17 E100 (R $/liter) E25 (R $/liter) Sao Paulo 1,306 2,398 Brasilia 1,884 2,586 Rio de Janiero 1,676 2,531 Översiktlig processdesign Den översiktliga processdesignen presenteras kortfattat i nedanstående text samt i figur 5. Processen inleds med att sockerrör anländer till en press som pressar ur sockerjuicen ifrån sockerrören. Sockersaften indunstas för att koncentrera sockerinnehållet något. Den indunstade sockerlösningen går sedan till fermentering där resultatet blir en mäsk innehållande etanol. Mäsken destilleras till 93 viktsprocent för att sedan absoluteras med hjälp av adsorption. Denna process utgör första generationsprocessen, eller den sockerbaserade processen. Den fraktion ifrån pressen som inte är sockerjuice kallas bagass och består av cellulosan och hemicellulosan, samt lignin i sockerröret. Bagassen mals efter pressning för att få den i finare form och skickas sedan till förbehandling. Förbehandlingen består av en matarskruv där svaveldioxid impregnerar bagassen som sedan genomgår en så kallad ångexplosion i en annan reaktor. Den förbehandlade bagassen är nu redo för hydrolys och därmed omvandla cellulosan och hemicellulosan till monosackarider. Hydrolys och fermentering av de bildade monosackariderna görs simultant i reaktorer och detta resulterar i hydrolysat som innehåller etanol. Hydrolysatet skickas gemensamt med mäsken till destillation för gemensam upparbetning. Vid destillationen fås från bottenuttagen drank som innehåller fast och löst organiskt material. Detta skickas till en filterpress för att separera den vattenlösta och den fasta fraktionen. Den senare torkas tillsammans med ingående blast för att bli bränsle i ett kraft-/värmeverk. Den vattenlösta fraktionen går till en rötningsanläggning för att omvandlas till biogas. Integreringen av cellulosabaserad etanolframställning i en befintlig anläggning fordrar en stor mängd nya processteg. De processteg som behöver införskaffas nytt illustreras i figur 5 och utgörs i stora drag av förbehandlingsreaktor, SSF-reaktorer, ångtork, rötningsreaktorer samt en tillbyggnad i kraft/värmeverket i form av en gasturbin. 12

I en del av processtegen antas alltså att den befintliga processutrustningen kan användas även efter att integrering av andra generations framställning har gjorts. Till detta hör framförallt destillation och till viss del CHP (combined heat and power plant). För att destillationsanläggningen ska klara av integreringen fordras några optimistiska antaganden att anläggningen klarar av: Det tillkommande flödet. Den ändrade koncentrationen av etanol in. Den tillkommande fasta partiklarna. När integreringen av andra generations etanolframställning är genomförd ändras betingelserna i kraft/värmeverket. Den befintliga anläggningen antas bestå av en bagasseldad ångpanna med två tillhörande ångturbiner. En turbin som expanderar från 60 till 20 bar, samt en turbin som expanderar från 20 till 2,5 bar. Det nya kraft/värmeverket bränner ett ligninbaserat fast bränsle tillsammans med biogas. För att maximera elproduktionen installeras en gasturbin innan ångpannan. Komplikationerna med detta är att brännaren till gasturbinen måste klara av bränslet vilket inte är konventionellt beprövat. Turbinen måste klara av rökgaserna från detta bränsle. I övrigt antas det att de befintliga turbinerna klarar av de nya betingelserna vilket är ett rimligt antagande eftersom effekten blir lägre i dessa efter installation av gasturbin. Även ångpannan antas fungera efter integreringen. I Aspen har huvudsakligen tre modeller studerats vilka ligger till grund för alla tekniska och ekonomiska utvärderingar. En grundmodell som simulerar en förstagenerationsfabrik som använder bagass och blast som bränsle i det befintliga kraftverket. De två andra modellerna avser integrerad produktion från bagass till etanol samt biogas. Resterande fasta material används som bränsle i det utbyggda kraftverket efter att ha torkats. En av modellerna utnyttjar pentosjäsning medan den andra inte gör det. 13

Sockerrör Press Saft Indunstning Koncentrat Fermentering Mäsk Bagass Destillation 93 % EtOH Dehydrering Ren EtOH Hydrolysat Malning Förbehandling SSF Drank Filterpress Vattenlöst Rötning Biogas Tillbyggnad för integrering av andra generationen Fast material Befintlig förstagenerationsanläggning Blast Torkning Bränsle CHP Ånga och el Figur 5 Översiktligt processchema över första- och andragenerations process. 14

Beskrivning av enhetsoperationer samt modellering i Aspen Simuleringen av processalternativen gjordes i flowsheeting-programmet Aspen Plus. I följande avsnitt förklaras översiktligt hur modellen gjordes utifrån kemiska komponenter, jämviktsmetoder, förenklingar, designspecifikationer med mera. En stor andel av de kemiska komponenter som används finns inte ursprungligen i Aspen Plus. Därför har en databas tillhandahållen av institutionen för kemiteknik vid LTH använts vid modelleringen. De komponenter som ingår i processen, samt om dess innehåll i råvarorna, går att se i bilaga 2. Till dessa tillkommer även luftgaser och NO x. Alla hexoser har samma kemiska egenskaper som glukos, pentoser som xylos i Aspen. På samma sätt är alla hexosaner modellerade som cellulosa och pentosaner som xylan. Anledning att de specifika sockerarterna finns med är för att omsättningarna i respektive reaktion ska bli rätt. Genomgående har jämviktsmetoden NRTL-HOC (non-random two-liquid-hayden O Connell) använts, vilken är en aktivitetsfaktormodell, då den har använts i institutionens tidigare modelleringar av cellulosabaserad etanolframställning. Designspecifikationer Designspecifikationer används för att få de förhållanden som ger önskat resultat i processen genom att reglera parametrar som i verkligheten är möjliga att styra, samt sådana som i verkligheten inte behöver regleras fysiskt. En sammanfattning av designspecifikationerna går att se i bilaga 12 och gäller för modellen med pentosrötning. 15

Första generationens fabrik Malning/pressning Sockerrören (tvättade) kommer först in till en press för att sockerjuicen ska pressas ut, resterande fraktion är bagassen som i en första generations fabrik går till kraft/värmeverket för förbränning. Indunstare När sockersaften kommer in i första generationsprocessen innehåller den ungefär 13 wt % sackaros 1. För att öka koncentrationen används en serie indunstare med kondensatflash. Genom att använda kondensatflash ökas mängden ånga i nästkommande indunstarsteg och på så sätt också energieffektiviteten. Processens utformades för att ta till vara på spillvärmet och minska mängden färskånga. I Aspen finns inga färdiga indunstarmodeller, därför byggs varje indunstareffekt som en värmeväxlare och en flashtank. Detta upprepas så många gånger som antalet effekter i anläggningen. Två designspecifikationer användes, där den ena ställde krav på slutkoncentrationen av sackaros till 20 vikt%, detta syrdes av mängden färskånga till första effekten. Resultatet blev en förbrukning av ungefär 40 ton/h 2,5 bars ånga motsvarande en effekt på 23 MW. Den andra designspecifikationen ställde utgående temperatur. Temperaturen justerades genom att ändra på trycket i en pump som var placerad i början av processen vilket talar om vilket tryck som första effekten får, resultatet blev 1,3 bar. De antaganden som gjordes var att ingen avluftning gjordes och att Aspens egna standardvärden på värmegenomgångstal användes (850 ). Två processalternativ utformades den ena utnyttjade 3-steg indunstning och den andra en 5 stegs-indunstning. I 5-stegsalternativet var förbrukningen av ånga 25 ton/h och en effekt av cirka 15 MW. Se bilaga 8 för en schematisk bild över indunstningsstegen. Fermentering Fermenteringen görs i verkligheten i flera satsreaktorer där sackaros omvandlas till etanol och koldioxid. I Aspen utgörs detta av en enkel Rstoic-reaktor där en förenklad bild av fermenteringen görs. Det antas att endast en reaktion äger rum, nämligen huvudreaktionen: omvandlingsfaktorer. där omvandlingsfaktorn sattes till 0,85. Se bilaga 1 för reaktioner och Mäsken som kommer ut från fermenteringen håller 10,9 wt % etanol efter 8 timmars uppehållstid i 2500 m 3 tankar. Processchemat för fermenteringssteget i Aspen visas i bilaga 9. 16

Destillation Mäsken ifrån fermenteringen koncentreras i en destillationsanläggning som består av två stripperkolonner och en förstärkarkolonn. Feeden värmeväxlas först med utgående drank ifrån stripperkolonnerna, temperaturen stiger då ifrån 37 till cirka 90, effekten i denna värmeväxlare uppgår till 30 MW. Feeden delas sedan för att gå till en högtrycksstripper och en lågtrycksstripper som arbetar vid 3 respektive 1 bar. Splitförhållandet sätts så att ångan ifrån högtrycksstrippern kan driva återkokaren i lågtrycksstrippern. Detta uppfylls när 49 % av feeden går till högtrycksstrippern. I Aspen görs detta med en designspecifikation så att effekten i en fiktiv kondensor efter högtrycksstrippern är den samma som återkokaren i lågtrycksstrippern. Ångan ifrån lågtrycksstrippern driver sedan på samma sätt återkokaren i förstärkaren. I destillationskolonnerna utnyttjas kolonnernas individuella designspecifikationer för att få önskad koncentration på slutdestillatet, samt för att få en etanolförlust som ej överstiger önskat gränsvärde. Kraven som ställdes var att slutkoncentrationen skulle uppgå till 93 wt %, och att massförlusten av etanol skulle vara <0,5 % i varje kolonn. Variablerna som reglerades var uppkokningsförhållande (förhållandet mellan uppkokningsflödet och bottenuttaget) i samtliga kolonner och även yttre återflödesförhållandet i förstärkaren. Dessa gäller så klart bara vid aktuellt antal bottnar i respektive kolonn. I stripperkolonnerna används 30 ideala bottnar och i förstärkaren 60 dito, resultaten visas i tabell 2. Ett processchema över destillationen finns i bilaga 6. Tabell 2 - Resulterade värden för uppkokningsförhållande och yttre återflödesförhållande Stripper Förstärkare Boil-up ratio 0,15 0,6 Reflux-ratio - 1,3 Behovet av 20 bars färskånga till högtrycksstrippern är 31 ton/h vilket motsvaras av en effekt på 16,3 MW. Feeden till högtrycksstrippern förvärms, och även här används 20-barsånga eftersom temperaturen måste upp över 2,5 bars ångans mättnadstemperatur. Behovet av färskånga är i förvärmaren 12 ton/h eller 6,5 MW. Dehydrering Dehydreringen görs för att separara den sista andelen vatten som finns kvar efter destillation och görs med adsorption. Det har inte simulerats i Aspen. CHP Kraft/värmeverket i första generations fabriken består av en ångpanna i vilken bagass och blast förbränns för att bilda 60 bars ånga vid 460 o C. Ångan expanderar i två ångturbiner till 20 respektive 2,5 bar för att producera elektricitet. Mellan turbinerna tappas 20-bars ånga av till processer som kräver detta som värmemedia. 17

Tillbyggnad vid integrering av andra generationens fabrik Förbehandling För att hydrolysera och fermentera bagassen krävs en förbehandling vilket enkelt uttryckt öppnar upp fibrerna så att hydrolys kan ske. Förbehandlingen görs med ångexplosion med 20 bars mättad ånga med hjälp av svaveldioxid som impregneringsmedel. Mer ingående hur förbehandlingen sker finns i bilaga 7, Bagassen håller här 45 % torrsubstans varför den måste föras in i förbehandlingsreaktorn med en matarskruv eftersom bagassen är mycket svårarbetad vid detta tillstånd. I reaktorn sker ångexplosion och impregnering med SO 2 i två steg, där mängden SO 2 som krävs är 2 % av torrmängd bagass (kg/kg). I Aspenmodellen förvärms först bagassen med restvärme och sedan med hjälp av 20 bars färskånga tills den når temperaturen 200 vilket fordrar 22,6 ton/h Sluttemperaturen är satt som designspecifikation och styrs av mängden färskånga som skickas in. Därefter sker förbehandlingen i en Rstoic-reaktor där en stor del av pentosanerna och en liten del av hexosanerna hydrolyseras. Efter reaktorn reduceras trycket tillbaka till 1 bar med hjälp av flashkärl i tre steg. Proceduren görs i flera steg eftersom en direkt flashning från 20 till 1 bar hade fordrat extrem mekanisk hållbarhet. Flashångan som bildas används till att förvärma bagassen innan ångexplosionen. Slutligen kyls den förbehandlade bagassen ner till 37 innan den skickas in till SSF-reaktorn. Den förbehandlade bagassen håller nu 53 % torrsubstans, (jmf 45 % i feed) då vatten har flashats av. SSF Den förbehandlade bagassen späds med renvatten från ca 53 % till 15 % torrsubstans, för att bli möjlig att röra om varefter den skickas in till SSF-reaktorerna. Här sker hydrolys och fermentering samtidigt vid 37 och slutprodukten mäsk som håller strax över 3 wt % etanol. Bagassmäsken blandas med mäsken från första generationsfabriken för att samdestilleras. Se bilaga 10 för en bild av SSF-steget i Aspen. I Aspenmodellen har de sekvensiella hydrolys- och fermenteringsreaktionerna gjorts i två separata kärl av modelleringstekniska skäl. Upparbetning av drank I destillationen fås bottenuttag från respektive kolonn. I stripperkolonnerna innehåller bottenuttagen (dranken) fasta material så som jäst, lignin och polysackarider samt lösta organiska ämnen som monosackarider, HMF, furfural m.m. I förstärkarens bottenuttag återfinns mestadels vatten, ättiksyra och en liten andel etanol. I Aspenmodellen har dock en del biprodukter ignorerats för att förenkla. Bottenuttaget ifrån stripperkolonnerna är därför mest intressant för upparbetning och skickas först till en filterpress. Här separeras vattenlöst fraktion från fast fraktion. Den fasta fraktionen som främst innehåller lignin och polysackarider skickas till en tork innan det kan användas som bränsle i kraftvärmeverket, medan den vattenlösta skickas till rötningsanläggningen. Torken som används är en ångork som använder överhettad 2,5 bars ånga som torkmedium. Produkterna blir ett torrt bränsle samt mättad 2,5 bars ånga som kan användas i andra enhetsoperationer som till exempel destillation och indunstning. Till torken anländer den fasta fraktionen från filterpressen som håller 40 % ts samt blasten från sockerrören som håller 25 % torrhalt. Från torken kommer det resulterade bränslet med 80 % torrsubstans som ska användas i pannan. 18

Rötningen görs utan att först indunsta den vattenlösta fraktionen eftersom den anses hålla tillräckligt hög koncentration rötbart material (ca 3 wt % beroende på processmodell). I rötningsreaktorn bildas koldioxid, vatten och metangas av bakterier. I Aspenmodellen passerar det rötningsbara materialet en reaktor varvid det tillsammans med syre bildar stökiometrisk mängd koldioxid och vatten. Den mängd metangas som bildas vid rötningen beräknas empiriskt med hjälp av förbrukad mängd COD (Chemical Oxygen Demand). Faktorn mellan COD till metan har satts till 0,119 (kg/kg) baserat på interna försök på institutionen för kemiteknik på LTH. I verkligheten sker rötningen i flera steg med hjälp av bakterier som omvandlar det organiska materialet till acetat och sedan till metangas. CHP Den bildade metangasen kan skickas till kraftvärmeverket där den förbränns tillsammans med det fasta bränslet ifrån torken. Luft och metangas komprimeras först i en kompressor från 1 till 10 bar varefter det kommer in i en brännkammare där förbränning sker av fast och gasformigt bränsle. De varma rökgaserna splittas där en del skickas igenom en gasturbin där de får expandera tillbaka till 1 bar. Resterande mängd rökgas från brännkammaren, tillsammans med de expanderade rökgaserna från gasturbinen, används som värmemedium i en ångpanna. Bildad ånga är av tillståndet 60 bar och 460 som får expandera genom två ångturbiner, från 60 till 20 respektive 20 till 2,5 bar. I Aspenmodellen används två seriekopplade reaktorer som brännkammare. En Rstoic-reaktor som först omvandlar bränslet till koldioxid och vatten, följt av en Rgibbs-reaktor vilken genererar biprodukter så att Gibbs fria energi minimeras. De biprodukter som bildas är bland annat NO x. Luftflödet ställs in av en designspecifikation så att förbränningstemperaturen blir 1100. Rökgaserna splittas med ett förhållande så att utgående rökgaser ut från ångpannan håller 190 för att undvika kondensation av till exempel svavelsyra. Den ånga som ska produceras beräknas utifrån det behov av 20-bars respektive 2,5 bars ånga som finns i fabriken. Se bilaga 3 för processchema för design av kraft/värmeverket. Processalternativ Utöver de tre processalternativ som tidigare nämnts som studerade fall har fler fall studerats mindre ingående och ytterligare fall finns som möjligheter. Det kanske viktigaste och mest avgörande valet för processdesignen är om SSF eller SHF ska användas. Andra viktiga processval är hur biprodukterna ska upparbetas och hur kraftvärmeverket ska utformas. Nedanstående avsnitt behandlar hur processdesignen kan variera beroende på vilka val som görs angående nämnda faktorer. SSF eller SHF I modellerna som tagits fram i Aspen används simultan hydrolys och jäsning men separata processer kan likväl användas. Förutom att hydrolys och fermentering då sker i två separata reaktorer, finns även möjligheten att indunsta hydrolysatet en aning innan det skickas till fermentorn. Det är då också möjligt att filtrera bort allt fast material innan fermenteringen och skicka detta till torkning direkt efter urtvättning av socker. Efter fermentering kan jästen separeras från det vattenlösta materialet för att återanvändas. Fördelen med SHF är att utbytet mellan glukan och etanol ökar eftersom förhållandena i respektive reaktor kan optimeras, dock blir priset en längre uppehållstid och fler apparatur. Om SHF används är chansen större att kunna använda samma 19

destillationsanläggning för första- och andra generations etanol eftersom den fasta fraktionen försvinner. Det finns viss forskning om att utforma en reaktor som kombinerar respektive fördel från SSF och SHF till en reaktor. Detta skulle då leda till att hydrolyseringen och fermenteringen sker separat fast samtidigt i samma kärl. Detta är inte bevisat att kunna fungera förutom i begränsad labbskala. Destillation De designändringar som finns för destilleringen kan vara att lägga till ytterligare en kolonn och därmed ha fyra kolonner. Detta kan sänka energibehovet och storlekarna på kolonnerna. Det är också möjligt att ändra på boil-up och reflux-ratio och därmed styra hur hög etanolkoncentration som destillatet respektive bottenuttagen håller. Detta får ske med samverkan av storleken på det utgående flöde och hur stor energikonsumtion som tillåts. Kolonnernas arbetstryck kan också ändras, genom att arbeta vid övertryck, eller genom att låta förstärkarkolonnen arbeta vid högre tryck än stripperkolonnerna. Upparbetning av biprodukt Ångtorken som har används i modellerna kan bytas ut mot andra alternativ eller så kan torkning helt tas bort från processen. En lufttork har studerats som alternativ, men resultatet visade dels att ångtorken är mer energieffektiv, och att de extremt höga luftflödena skulle innebära stora investeringskostnader i förvärmningsvärmeväxlare. Dessutom finns det behov av mättad 2,5- barsånga i övriga processer, varför ångtorken är ett bra alternativ. Om torkning helt ignoreras i processdesignen kommer ångpannan istället fungera som en tork, bara materialet är tillräckligt torrt från början för att kunna brännas. Om torkning väljs att appliceras finns också en möjlighet att indunsta godset innan torken. Detta minskar förstås torkens storlek, men innebär i praktiken att investerings- och driftskostnader förflyttas från tork till indunstare. Design av CHP Den design av CHP som har använts i Aspensimuleringarna är inte konventionellt beprövad. Med nuvarande utseende blir elproduktionen maximerad på grund av att gasturbin används. Det finns en mängd tänkbara utseenden på CHP som beror av vilket av elektricitet eller värme som prioriteras, om fjärrvärme kan säljas, apparatkostnader samt tekniska hinder. Vilket tryck och temperatur färskångan ska lämna ångpannan med för att maximera energiproduktionen men samtidigt säkerställa behovet av hög- och lågtrycksånga har inte studerats. En vanligare design av CHP är att inte alls ha med någon gasturbin eller en mycket liten som bara tar hand om den bildade biogasen. Istället bränns allt fast material i ångpannan. Ångan får sedan expandera i ångturbiner, som kan variera i konfiguration och vid vilka expansionstryck dessa skulle arbeta vid. Bilaga 4 och 5 visar olika design av CHP. Se även resultat i tabell 5 som jämför effekten i de olika fallen. 20

Resultat I fortsättningen kommer de olika modellerna att benämnas som följande: Grundmodell Första generations fabrik med förbränning av bagass. Modell 1 Kombinerad första och andra generations fabrik med rötning av pentoser. Modell 2 - Kombinerad första och andra generations fabrik med jäsning av pentoser. Produktion och konsumption För samtliga modeller används lika mycket sockerrör, 731 000 torr ton sockerrör/år (91,4 ton/h), men genererar olika mängder av produkterna etanol, biogas och elektricitet. Produktionen för de tre studerade modellerna presenteras i tabell 3 nedan. Formler för att räkna ut feedflöden (ekvation 1) (ekvation 2) (ekvation 3) (ekvation 4) Tabell 3 Etanol-, biogas- och elproduktion under ett år Modell Etanolproduktion (ton/år) Biogasproduktion (ton/år) Elproduktion (MWh/år) Grundmodell 124 000 0 433 600 Modell 1 200 000 11500 360 400 Modell 2 224 000 6500 320 500 Det är intressant att veta hur det egentliga energibevarandet i sockerrören ser ut vid olika processer. Energin kan antingen återfinnas i etanol, eller i biogas och eftersom de har olika förbränningsvärme kan inte massproduktionen jämföras rakt av. Det är klart att modell 2 genererar mer etanol och mindre biogas än modell 1, men det är inte självklart att den totala bränsleenergin är högre i modell 2. En jämförelse har gjorts där resultatet presenteras som producerad bränsleenergi per år (GWh/år) beroende på fall, detta illustreras i figur 6. Bränsleenergin beräknas genom följande samband: (ekvation 5) 21

GWh / år 2000 1800 1600 1400 1200 1000 800 600 400 200 0 Etanol Biogas El Summa etanol+biogas Grundmodell Modell 1 Modell 2 Figur 6- Sammanställning av produktion vid olika fall Jämförelser mellan att använda blast som bränsle, och att inte använda blast har gjorts med de olika modellerna. Resultaten visar att blast står för 50 GWh i grundmodellen och 120-130 GWh i modell 1 respektive modell 2. Den stora skillnaden mellan grundmodellen och de andra två beror på den elmaximerande gasturbinen i de senare fallen. Resultaten för blastens inverkan på den årliga elproduktionen visas i figur 7. Kanske ännu mer intressant än själva elproduktionen är intäkterna från försäljningen av denna. En jämförelse av nettointäkterna från elförsäljningen vid de olika fallen presenteras i figur 8 som påvisar att det inte är lönsamt att använda blast i grundmodellen. I alla beräkningar med försäljningspriset av el har elpriset satts till 87 USD/MWh. 22

Miljoner SEK / år GWh / år 500 450 400 350 300 250 200 Elproduktion med blastförbränning Elproduktion utan blastförbränning 150 100 50 0 Grundmodell Modell 1 Modell 2 Figur 7 Skillnad i elproduktion med avseende på blastförbränning 80 70 60 50 40 30 20 Kostnad inköp av blast till förbränning Intäkter från el producerad av blastförbränning Nettointäkter 10 0-10 Grundmodell Modell 1 Modell 2-20 Figur 8 Kostnader och intäkter rörande blast 23

MW Processalternativens konsumtion av energi och vatten har räknats ut genom att i Aspen koppla värmeväxlare, pumpar, reaktorer etcetera till så kallade utilities. Dessa räknar samman behovet från samtliga apparater som sedan styr hur mycket 2,5 bars, respektive 20 bars ånga som ska tappas av. Energiåtervinning har utnyttjats i största möjliga mån i alla processteg. Vattnet har delats upp i två kategorier beroende på vilken renhet som fordras. Kylvatten är i princip vatten ifrån vattendrag som används till just kylning i värmeväxlare och kondensorer. Färskvatten är renat vatten med betydligt högre pris och behövs endast som make-up vatten i CHP. Indirekt motsvaras denna mängd av den 20- bars ånga som används till ångexplosionen i förbehandlingen. Tabell 4 - Sammanställning av energi- och vattenkonsumtion vid olika fall Modell 20-bars ånga (ton/år) 2,5-bars ånga (ton/år) Kylvatten (m 3 /år) Färskvatten (m 3 /år) Grundmodell 137 200 408 000 9 470 000 0 Modell 1 1 874 000 443 000 22 300 000 181 000 Modell 2 1 848 000 390 000 24 100 000 181 000 Turbinernas effekter har sammanställts i figur 9 vilka varierar något beroende av modell då ångbehovet varierar. I resultatet syns att gasturbinen samt ångturbin 2 får högre effekt i modell 1 än i modell 2. Detta beror dels på att det i modell 1 genererar mer bränsle till kraftvärmeverket i form av biogas, detta syns i gasturbinen samt ångturbin 2. 25 20 15 10 Modell 1 Modell 2 5 0 Gasturbin Ångturbin 1 Ångturbin 2 (MW) Figur 9 - Jämförelse av elproduktion med CHP1 för modell 1 och modell 2 24

En jämförelse av olika design av CHP har gjorts och dess utseende kan ses i bilaga 3-5. Resultatet i form av turbineffekter presenteras i tabell 5. Bilaga 3 visar hur den valda CHP-processen ser ut i den integrerade anläggningen (CHP1). I bilaga 4 har gasturbinen ersatts av en till ångturbin som arbetar vid trycken 2,5:1 bar (CHP2). Bilaga 5 visar en CHP där det finns två stycken ångturbiner som expanderar från 60 bar till 20 respektive 1 bar (CHP3). Resultatet visar hur stor betydelse gasturbinen har för elproduktionen. Då den ger en effektökning på 6 MW. Tabell 5 - Beskrivning av turbinkonfiguration och effekt för olika CHP-modeller i modell 1 Turbin CHP1 (tryck/effekt) CHP2 (tryck/effekt) CHP3 (tryck/effekt) Gasturbin 10:1 bar 19 MW - - Ångturbin 1 60:20 bar 60:20 bar 60:1 bar 22 MW 27 MW 12 MW Ångturbin 2 20:2,5 bar 20:2,5 bar 60:20 bar 6 MW 12 MW 22 MW Ångturbin 3-2,5:1 bar 2 MW 20:2,5 bar 7 MW Summa effekt 47 MW 41 MW 41 MW De enskilda enhetsoperationernas energibehov i form av färskånga har sammanställts i tabell 6 och figur 10 för att påvisa de viktigaste delarna av processen att energioptimera. Resultatet påvisar inte oväntat att avdrivning av vatten är det som konsumerar mest energi i form av ånga. Tabell 6 - Sammanställning av effekt för enhetsoperationer Utrustning Effekt (MW) Ångbehov 2,5 bar (ton/h) Ångbehov 20 bar(ton/h) Indunstning färskånga 16,9 27,9 0 Indunstning förvärmning 16,6 27,4 0 Förbehandling ångexplosion 11,9 0 22,6 Destillation, förvärmning 6,4 0 12,3 Destillation, stripper 1 16,3 0 31,1 Ångtork 86,5 0 164,9 25

Energifördelning Förbehandling 8% Indunstning 21% Torkning 56% Destillation 15% Figur 10 - Sammanställning av effekt från färskånga för enhetsoperationer I processen används inte bara värmeväxlare som drivs av färskånga utan värmeväxling sker även mellan procesströmmar. Resultatet presenteras i tabell 7. Tabell 7 - Sammanfattning av värmeväxlare utan färskånga för modell 1 Funktion Effekt (MW) Fermentering Kylning efter indunstning -7 Förbehandling Värmning med flashånga 1 3 Förbehandling Värmning med flashånga 2 5 Förbehandling Kylning av förbehandlad bagass innan SSF -6 Destillation Förvärmning med drank 30 Indunstning Förvärmning med kondensat 1 26

Procesströmmar Några viktiga strömmar är presenterade för att ge en bild av etanolhalten och torrhalten genom processen. Alla angivna flöden i detta avsnitt avser modell 1 om inget annat anges. Detta betyder att siffrorna skiljer sig en aning mot modell 2. Tabell 8 Sammanställning av etanolinnehåll för några viktiga strömmar Ström Flöde (ton/h) Etanolhalt (wt%) Från fermentor 142 10,9 Från SSF 322 3,4 Total feed till destillation 464 5,9 Destillat 27 93 Tabell 9 - Sammanställning av torrhalt för några viktiga strömmar Ström Totalt flöde (ton/h) TS (%) Bagass in 134 45 Sockersaft in 241 13 Trash (blast) in 80 25 Till SSF-reaktor 332 15 Från SSF 332 9 Till destillation 464 7 Till filterpress 400 8 Till tork 158 32 Från tork 64 80 27

Rötningsprocessen skiljer sig åt mellan modell 1 och modell 2 eftersom största andelen av pentoserna fermenteras i modell 2. Detta påverkar sammansättning i det som går till rötning, samt utbytet. Resultatet presenteras i tabell 10. Tabell 10 - Sammansättning av ingående ström till rötningen Komponent Modell 1 (vikts %) Modell 2 (vikts %) Vatten 96 97 Etanol 0,03 0,04 Glukos 0,5 0,5 Xylos 3 1 Ättikssyra 0,06 0,08 Succinat 0,06 0,09 Glycerol 0,4 0,4 Galaktos 0,006 0,007 Arabinos 0,5 0,5 Vikts % rötbart material 4,1 2,7 Totalt massflöde rötbart material in (ton/h) 13,3 8,1 Utbyte (kg biogas/kg rötbart material) 11 % 10 % 28

Torkningsprocessen är mer eller mindre identisk mellan de två modellerna. Massflöde och komponentsammansättning presenteras i tabell 11 nedan, observera att jäst inte är inräknat. Tabell 11 - Sammansättning i utgående bränsle från torken i vikts % Komponent Modell 1 (vikts %) Modell 2 (vikts %) Vatten 20 20 Lignin 34,1 34,2 Xylan 14,7 14,7 Glukan 24,9 24,9 Arabinan 1,35 1,30 Mannan 3,99 3,99 Galaktan 0,955 0,956 Totalt massflöde torrt bränsle inkl. jäst (ton/h) 52,1 52,1 29

Ekonomisk utvärdering Projektet avser att utvärdera investeringen som erfordras för att integrera en andra generationens sockerrörsbaserad etanolproduktion i en befintlig första generations fabrik. Samt vad produktionskostnaden blir för den utbyggda anläggningen. Med andra ord skall investeringskostnaden för utbyggnad vägas mot förändrade intäkter och utgifter. Investeringen består av apparatkostnader för nya enhetsoperationer, och den genererar högre driftkostnader i form av högre lönekostnader för ökad personalmängd och nya kostnader för kemikalier till förbehandling och SSF. En viktig aspekt är att elproduktionen minskar vid integration, vilket kan ses som en ökad driftkostnad. Mot allt detta vägs merproduktionen av etanol. Kostnad med avseende på Brasilien De flesta apparatkostnader som erhållits gäller för Sverige 2006, men projektet avser att utvärdera investeringen i Brasilien 2011, Det är dock väldigt komplicerat att uppskatta kostnaden i Brasilien genom att utgå från kostnaden i Sverige. Det kan antas att det är billigare att bygga en fabrik i Brasilien med tanke på att lönekostnaderna är lägre, klimatet gynnar billigare material, säkerhetskraven inte är lika höga och så vidare. Den korrekta metoden hade varit att använda offerter för Brasilien, men då detta är tidskrävande användes de offerter som fanns tillgängliga och gällde Sverige. Dessa priser uppdaterades till år 2011 enligt ekvation 6. Dessa kostnader är förmodligen i överkant, men det antas vägas upp av att en del kostnadsposter säkerligen har utelämnats. (ekvation 6) 6 CEPCI är en förkortning på Chemical Engineering Plant Cost Index och är ett specialmått på inflationen inom branschen. Växelkursen anges i den valuta som kostnadsförslaget gavs i. Använda värden ges i tabell 12. Tabell 12 CEPCI-index för SEK till EURO och USD år 2006, 2010 och 2011 18,19 År CEPCI Växelkurs Euro Växelkurs USD 2006 499,6 9,25 7,3 2010 550,8 9,5 7,5 2011 565,0 8,98 6,2 30

Investeringskostnad Uppskattningen av investeringskostnad baseras i stor utsträckning på offerter för apparater. I de flesta fall avser offerterna eller prisuppgifterna endast direkta apparatkostnader, varför kostnader för kringutrustning och installation mm. måste läggas till. Dessa kostnader kan vara svåra att uppskatta, och därför har tumregler för påslagsfaktorer 6 använts när bättre information inte funnits tillgänglig. Se bilaga 15 för för fullständig kalkyl. En del av prisuppgifterna är daterade ett par år tillbaka i tiden och måste uppdateras, se stycket Kostnadsuppdatering. Samma investering antas gälla för båda modellerna då flödenas storlek genom processen är i princip lika sett till massflöden. Uppskattning av direkta apparatkostnader Förbehandling En offert från FöretagX * ligger till grund för beräkningarna av investeringskostnaden för ett förbehandlingssteg 20. Offerten täcker en hel förbehandlingsanläggning, men för att offerten ska motsvara aktuell modell, behövs det även investeras i tre stycken värmeväxlare. Kostnad för reaktorn Offerten omfattar en förbehandlingsreaktor med kringutrustning som till exempel inmatningssystem i form av en skruv samt vissa värmeväxlare och flashkärl. Priset avser de direkta apparatkostnaderna, och enligt kommunikation 20 används en faktor 2,5 för att uppskatta totala anläggningspriset utifrån apparatkostnaden. Grundkonfigurationen för reaktorn är utformat för att hantera 840 bdmt/d (bone dry metric tons/day, vilket översatt blir ton/dag av 100 % torrsubstans) vilket inte räcker då anläggningen har ett behov att hantera 1320 bdmt/d, se ekvation 7. (ekvation 7) Det leder till att två stycken parallellkopplade reaktorer kommer att krävas för att täcka anläggningens behov. Apparatkostnaden per reaktor är 6,5 M Euro. * Av sekretesskäl kan inte företagsnamnet presenteras 31