Projecto de Engenharia Química II Isomerização de Óleos Vegetais

Projecto de Engenharia Química II

Isomerização de Óleos Vegetais

Universidade Técnica de LisboaProjecto de Engenharia Química IIMestrado de Engenharia Química

18 de Fevereiro de 2009

Realizado por:Andreia Mota nº52623

Magda Troeira nº52635

Maria Teresa Fonseca nº52639

Patrícia Diz nº54054

Coordenador:Prof. Carlos Henriques

1



Biocombustíveis, Porquê?

• Crise do petróleo;

• Menor dependência energética;

• Problemas ambientais;

• Compromissos internacionais e Directivas comunitárias.

BIODIESEL• Utilização de óleos vegetais e gorduras, menos poluentes

• Poder calorífico elevado

• Incentivos fiscais e governamentais

• Emissão de poluentes diminuta

• Possibilidade de queima em motores a diesel recentes

Necessidade de

fontes de energia

alternativas

2



Situação actual Processos actuais não permitem atingir os objectivos estipulados pela Directiva Europeia 2003/30/CE

Biodiesel Geração I (FAME)

• Limitações Técnicas

Futuro

Biodiesel Geração II

• Diesel Biológico de elevada qualidade, sem problemas de incorporação

• Grande flexibilidade na matéria prima utilizada (todos os tipos de óleos)

3



O processo da UOP/ENI foi escolhido

devido a:

• Maior rendimento e conversão no

produto final;

• Menor desactivação possível dos

catalisadores;

• Menor consumo de H2.

Processos de Produção de green diesel

Empresa Licenciadora Processo

UOP/ENI Ecofining Process

Neste Oil NextBTL

Petrobrás H-Bio

4



EcofiningTM

Descarboxilação:

OHCOHCO

COCnCOOHC

rcatalisado

nrcatalisado

n

222

2

Hidrodesoxigenação:OHnCHCOOHC n

rcatalisadon 212 23 Isomerização:

nnrcatalisadonn iCiCnCnC 11

Green diesel vs. Petro diesel

5



Principais conclusões da 1º parte do projectoLocalização e capacidade:

De acordo com a proximidade ao cliente, e simultaneamente, fornecedor de matérias-

primas, optou-se para localização da unidade fabril o parque industrial de Sines; A capacidade anual escolhida foi de 800 000 toneladas de green diesel .

A capacidade foi definida com base: Na procura estimada de diesel para 2020, à qual se aplicou a percentagem de 20% para a

substituição deste por biocombustível;Mercado alvo: cobrir toda a procura de Portugal + 5% da procura de Espanha;Nas capacidades de fábrica já instaladas ou projectadas para este tipo de processo.

Principais Concorrentes: Biodiesel - FAME

6



Flowsheet do processo

Zona 100 -Zona de armazenagem de matérias - primas

Zona 200 -Zona de reacção

Zona 300- Zona de separação

Zona 400- Zona de purificação

Zona 500- Zona de armazenagem dos produtos acabados

7


Isomerização de Óleos Vegetais Zona de ReacçãoFunção do Equipamento:• Misturador M-201 – Mistura os

óleos vegetais com o Hidrogénio;

• Misturador M-202 - Mistura a corrente de n-parafinas com Hidrogénio

• Fornalha F-201 – Aquece a mistura até à temperatura de funcionamento do Reactor R-201 (T=330ºC);

• Reactor R-201 – Ocorre a hidrodesoxigenação/descarboxilação dos ácidos gordos para formar n-parafinas;

• Fornalha F-202 – Aquece a mistura de n-parafinas até à temperatura do reactor R-202 (T=330ºC);

• Reactor R-202 – Ocorre isomerização das n-parafinas em i-parafinas.

Transformação dos óleos vegetais em i-parafinas (green diesel)

8


Isomerização de Óleos Vegetais Zona de Separação

Função do Equipamento:

• Separador SGL-301 - Separa uma fracção líquida e outra gasosa da mistura que saí do R-201. A fase líquida é ainda separada numa fase orgânica e numa fase aquosa;

• Separador SGL-302 - Separa uma fracção líquida e outra gasosa da mistura que saí do R-202;

• Coluna de Destilação CD-301- Separação do produto final (green diesel) das naftas e compostos leves.

Separação do green diesel e produtos secundários

9


Isomerização de Óleos Vegetais Zona de Purificação

Função do equipamento:• Pressure swing adsortion PSA- 401 –

Purificar o Hidrogénio que não reagiu em R-201 e R-202 para o recircular ao processo.

Purificação do Hidrogénio que não reagiu

10



Balanços de Massa e EntálpicosBalanços ao processo

Objectivo: produção de 800 mil ton/ano de green diesel dentro das especificações e uma actividade anual da fábrica de 330 dias;

Efectuados no Aspen Plus 2006.5., excepto aos Reactores R-201 e R-202 Estado de referência para o balanço entálpico:

Temperatura = 25 ºC Pressão = 1 atm Estado de Agregação – compostos no seu estado elementar

11



Reactor R-201Base de cálculo: 110 ton/h de green diesel à saída da fábrica;

• Composição do óleo de soja em ácidos gordos:

Composto modelo para o desenvolvimento das reacções químicas

C18H32O2

12



Esquema Reaccional no Reactor R-201:

Hidrogenação das ligações duplas

Hidrodesoxigenação

Descarboxilação

Dados necessários à resolução dos balanços ao Reactor R-201:

• Conversão total dos óleos;• Rendimentos iguais às selectividades;

• Razão H2/óleos= 100g/2,65g (Processo da UOP);

• As Naftas só se formam no segundo reactor;• Temperatura no reactor R-201 = 330ºC;• Pressupõe-se reactor isotérmico;• Pressão de funcionamento = 50 atm.

13

Balanço entálpico ao Reactor R-201

O cálculo do calor trocado no reactor é feito recorrendo às entalpias de formação (Hf)

dos componentes à entrada (e) e saída (s) do reactor:



e

Considerações: Funcionamento isotérmico; Reacção extremamente exotérmica –43 MW; Calor trocado de -77,75 MW; Se o calor não for retirado o sistema aquece

de 330ºC até 555ºC;

14



Folha de Balanço de Massa e Entálpico ao Reactor R-201

15



Reactor R-202

Reacções Presentes: Isomerização de n-C18H38

n -C18H38 + H2 → i -C18H38

Cracking Catalítico

n-C18 H38 + 2 H2→ 3 C6H14

Dados necessários à resolução dos balanços do reactor R-202:• 101 ton hr-1 de green diesel à saída;

• Razão green diesel/ H2 à entrada de 100g óleo/3,80g H2(*fornecida pela UOP);

• 72% da corrente de saída em iso-parafinas;• Rendimento Global das Naftas de 4%;• Temperatura de entrada igual à de saída e dada por 330 ºC;• Pressão de 70 bar;

16

Balanço entálpico ao Reactor R-202



Para o cálculo do calor trocado no reactor, procedeu-se a um balanço entálpico baseado na seguinte equação:

e

Considerações: Reacção fracamente exotérmica; Q Trocado praticamente igual ao calor da reacção; Calor consideravelmente baixo; Ponderação no uso de uma camisa de arrefecimento.

17



Folha de Balanço de Massa e Entálpico ao Reactor R-202

18



Controlo e Instrumentação

Objectivos:

Manter as variáveis do processo dentro dos limites de segurança dos equipamentos,

salvaguardando os interesses humanos, o meio ambiente e o próprio investimento; Maximizar o volume de produção e a qualidade do produto.

Válvula Pneumática Automática

Válvula Manual

Válvula de Corte

Válvula anti-retorno

Válvula de segurança de sobre-pressão

Equipamento Local

Equipamento presente na sala de control

Equipamento com base em algorítmo

Computacional

Linha de sinal eléctrico

Linha pneumática

Nomenclatura do equipamento de controlo:

19



Esquema de controlo do Reactor R-201

Variáveis a controlar:Temperatura;Pressão do fluido refrigerante;Caudal (tempo de residência).

20



Esquema de controlo da coluna de destilação CD-301

Variáveis a controlar:Pressão no topo da coluna

(controlo) e ao longo desta (alarmes);

Temperatura ao longo da CD (alarmes);

Nível de líquido na CD;Temperatura do condensado

de refluxo;Temperatura da corrente

vaporizada no Reboiler que é recirculada à CD.

21

Dimensionamento do Reactor R-201

Patente• Reactor trickle bed de leito fixo;

• Reacção muito exotérmica.

Dadas estas condições optou-se por usar um Reactor Multitubular, com as seguintes características:• Mistura Reaccional passa nos tubos, que contêm o catalisador;• O fluído de arrefecimento passa na caixa;• Geometria semelhante a um permutador de calor de caixa e tubos.



Dimensionamento

22

Alguns dados informativos sobre o catalisador:• Trata-se de um catalisador heterogéneo de Níquel/Molibedénio suportado em alumina (NiMo/Al2O3);

• Partículas esféricas com ¼ polegadas de diâmetro.• Área específica da partícula (S) 9,48 cm-1;• Porosidade do leito (ε) 0,405.

O dimensionamento deste reactor dividiu-se em várias partes:• 1ªParte – Cálculo do volume de catalisador necessário à reacção;• 2ªParte – Cálculo do comprimento dos tubos de leito fixo;• 3ªParte – Determinação da área de transferência e escolha do diâmetro

de tubos a utilizar;• 4ªParte – Cálculo do caudal necessário de Fluído refrigerante;• 5ªParte – Cálculo do diâmetro da caixa e da respectiva perda de carga;



23

Para achar o volume da catalisador necessário à reacção de transformação dos triglicéridos, considerou-se a seguinte equação:

Onde LHSV é um parâmetro reaccional e significa liquid-hourly space velocity (h-1)

• Caudal volumétrico de 425m3/h (corrente 204)• LHSV=1,5h-1 Vcatalisador=283m3

Dividiu-se este volume em n porções iguais de modo a que o compromisso entre perdas de carga, e dimensões do próprio reactor fosse satisfatório (método tentativa-erro)

Sobredimensionamento de 20%

N.º reactores=15

Vcatalisador por reactor =22,7 m3

1ªParte: Cálculo do volume de catalisador necessário à reacção:



24

2ªParte: Cálculo do comprimento dos tubos de leito fixo:

Parâmetros decisivos na escolha do comprimento óptimo dos tubos:• Perdas de carga reduzidas;• Valores de Re que atinjam o regime turbulento (Re > 100) para uma melhor transferência de calor.

Esquema de cálculo:



25

Escolha do comprimento óptimo dos tubos:

Escolha: L=5m uma vez que a partir deste valor verifica-se escoamento turbulento e as perdas de carga são reduzidas.



26

3ªParte: Determinação da área de transferência e escolha do diâmetro de tubos a utilizar

A área de transferência é dada por:

Equipamento comporta-se como um permutador de calor (na transferência de calor):

onde



27

Escolha do diâmetro de tubos a utilizar:

O fluído refrigerante escolhido foi a água, tendo em mente a geração de vapor

Aspectos decisivos para a escolha do diâmetro dos tubos:• Fluído de maior pressão deve passar nos tubos;• Temperaturas de entrada da água média de modo a não ocorrer choque térmico;

Assim escolheu-se o diâmetro de 3 polegadas.



28

Balanço de energia ao permutador de calor:(do lado do fluido refrigerante)

4ªParte – Cálculo do caudal necessário de Fluído refrigerante



29

5ªParte: Cálculo do diâmetro da caixa e da respectiva perda de carga:Pode-se calcular o diâmetro da caixa atravé da seguinte expressão:

O diâmetro obtido foi de 3,7 m.



30

Cálculo da perda de carga na caixa:

A perda de carga na caixa é dada por:

Onde:

• Gs – é a velocidade mássica da água de arrefecimento (Kg/m2.s);

• F – é o factor de atrito da caixa;• Nb – número de chicanas;• De – diâmetro equivalente da caixa (m);

• Φs – é dado por (μb/ μw)0,14. Admitiu-se 1.

O valor final de perda de carga foi de 0,0002 atm para uma disposição de 3

chicanas com um afastamento de 1,47m e segmentação de 25%.



31

Resultados do dimensionamento do reactor R-201



32



Dimensionamento do Reactor R-202

• Reactor tubular catalítico trickle-bed em leito fixo;• Catalisador Pt/SAPO-11/Al2O3;• Qv de 136,8 m3 hr-1;

• LHSV = 9 h-1

Alguns dados informativos sobre o catalisador:• Partículas esféricas com ¼ polegadas de diâmetro.• Área específica da partícula (S) 9,48 cm-1;• Porosidade do leito (ε) 0,405.

V= 15,2 m3

33

Cálculo da velocidade → u



Equação para calcular Re modificado

Re – valor de Reynolds modificado para regime intermédio

ρ e μ – densidade e viscosidade da mistura reaccional

S – área específica do leito

ε – porosidade do leito;

u – velocidade superficial média de passagem do fluido.

2

4DA

VLA

U

Qv

V

A

34

Cálculo da Perda de Carga → ∆P



12

1

Ru

Equação de Carman-Kozeny para leitos porosos

Sendo que a parcela corresponde ao factor de atrito

onde

35

Resultados do dimensionamento do reactor R-202



36



Dimensionamento da Coluna de destilação CD-301

• Pseudo-Componentes

– Uma vez que não se tinha a composição exacta do green diesel recorreu-se ao simulador Aspen Hysis para se ter uma pseudo-composição da corrente de alimentação da coluna.

– Para se obterem os pseudo-componentes utilizou-se os valores de TBP, true boiling point, referentes à TOFA.

37



• Pseudo-Componentes (Aspen Hysis)

• Fracção Molar da corrente de alimentação (Aspen Hysis)

38



• Características da alimentação

39

Composição obtida no Aspen

Hysis



• Especificações da coluna de destilação

40



• Resultados Obtidos após simulação

Condensador Re-ebulidor

41



• Dimensionamento

Prato Perfurado

42

• Dimensionamento



43

Resultados do dimensionamento da Coluna de Destilação CD-301



44



Implementação da instalação

Minimizar o custo de construção e futuras expansões da fábrica

Proporcionar um fluxo económico de materiais e pessoas

Facilitar a manutenção e o funcionamento da unidade

Minimizar a ocorrência de acidentes

Respeitar as distâncias exigidas face ao projecto em estudo

Objectivos

45



LayoutDistâncias Típicas de segurança:Área do Processo:• Entre zonas processuais – 30 m;• Entre Equipamento principal ~10 m;• Entre permutadores adjacentes ~1m;• Entre Separadores GL (horizontal vessels) adjacentes ~1,5m;

Áreas de armazenagem:• Entre tanques – ½ do maior diâmetro;• Distância da área de processo ~ 50 m;

Percentagens de ampliação adoptadas:• 50% - Área de processo, armazenagem e utilidades;• 20% - Sala de controlo, laboratórios e Oficinas.

46



Esquema do Layout e respectivas áreas

Ampliação750 m2

Báscula100 m2

Text

Text

Text Text

Text

Recepção 50m2

Área de ampliação 5707 m2

Armazenagem de matérias-primas5132 m2

ampliação2566 m2

Utilidades1500 m2

Oficinas de manutenção

900 m2

Ampliação180 m2

Laboratórios1500 m2

Ampliação300 m2

Bom

beiro

s50

0 m

2

Administração1300 m2

Sala de controlo700 m2

Ampliação140 m2

Car

gas

e de

scar

gas

550

m2

Armazenagem dosProdutos Acabados

1177 m2

Ampliação588 m2

Recepção50m2

Área de processo11415 m2

Escala 1:1000

1mm=1m 47



Análise Económica Estimativa do Investimento- Capital fixo+Capital Circulante+Juros Intercalares

Estimativa do custo de Produção- Custo de fabrico + Despesas Gerais

Avaliação de Rentabilidade- Valor Líquido Actual (VLA)- Taxa Interna de Rentabilidade (TIR)- Ponto Crítico

Análise de Sensibilidade- Equipamento base- Matérias-primas- Utilidades- Venda do produto

Viável ou não viável?

48

Estimativa do Investimento – Capital Fixo



• Capital Fixo Corpóreo (Custos Directos

Equipamento Base (Ceb) : Estimado com base na literatura e em fornecedores

Montagem: % sobre o custo de cada equipamento

Condutas: 65% do Ceb

Utilidades e Serviços: 50% do Ceb

Instrumentação e Aparelhagem de Controlo: 25% sobre o Ceb

Instalações Eléctricas: 12% do Ceb

Terreno: 4,23 €/m2ano Área da fábrica (82800 m2)

Edifícios: 10% do Capital Fixo

Isolamentos Térmicos: 9% do Ceb 49



Estimativa do Investimento – Capital Fixo

Custos Directos Fixos

Equipamento Base27,6%

Montagem do equipamento

12,4%Condutas

18,0%

Utilidades ou serviços

13,8%

Isolamentos2,5%

I&D6,9%

Terreno 0,3%

Instalações eléctricas

3,3%

Edifícios15,1%Equipamento Base 33.800.979,97

Montagem do equipamento 15.210.440,99

Condutas 21.970.636,98

Utilidades ou serviços 16.900.489,99

P&I 8.450.244,99

Instalações eléctricas 4.056.117,60

Terreno 350.244,00

Edifícios 18.516.691,15

Isolamentos 3.042.088,20

Total 122.297.933,8750



• Capital Fixo Incorpóreo (Custos Indirectos)

Projecto e Fiscalização: 30% dos Custos Directos

Despesas de Empreitada: 30% dos Custos Directos

Provisão para Imprevistos: 15% do Capital Fixo

Projecto e Fiscalização

21,1%

Empreitada21,1%

Imprevistos57,8%

Projecto e Fiscalização 10.140.294

Empreitada 10.140.294

Imprevistos 27.775.037

51



Métodos Alternativos

Método dos factores de Lang

Método dos factores de Cran

ebf CKI

ebf CI 45,3

52



• Capital Circulante

Reserva de Matérias-primas: Preço do Óleo de soja; 15 dias de stock

Stock de Produtos Fabricados: Custo de Fabrico; 8 horas de stock

Condições de Crédito Oferecidas: Preço do produto; 1 mês

Condições de Crédito Obtidas: Custo de Fabrico, 1 mês

Fundo de Maneio: 7,5% das parcelas anteriores do Capital Circulante

Matérias-Primas 28.523.520

Quantitativo de produtos em laboração 2.273.496

Stock produtos fabricados 1.035.856

Crédito oferecido 93.227.040

Crédito obtido -21.719.171

Fundo de maneio 10.334.074

Capital Circulante 113.674.815

Crédito oferecido

59,3%Stock

produtos fabricados

0,7%

Crédito obtido13,8%

Matérias-Primas18,2%

Quantitativo de produtos

em laboração

1,4%

Fundo de maneio6,6%

53



• Juros Intercalares

Capital Alheio: 60% do Investimento Total

Capital Próprio: 40% do Investimento Total

Taxa de Juro: Euribor a 12 meses, 3,92% + Spread 3%

• Investimento Total

Investimento

Capital

fixo

Corpóreo (custos directos) 122.297.934

Incorpóreo (custos indirectos) 48.055.625

Total 185.166.911

Capital circulante 113.674.815

Juros durante a fase de investimento 8.507.425

Investimento Total (€) 307.349.151

Incorpóreo (custos indirectos)

16,4%

Corpóreo (custos directos)41,8%

Juros durante a fase de

investimento2,9%

Capital circulante38,9%

54



Estimativa dos Custos de Produção

• Custos Directos de Fabrico

Matérias-primas: Preço do óleo e hidrogénio, taxa de ocupação

Mão-de-obra de Fabrico, supervisão e Controlo: diferentes postos de trabalho e

número de trabalhadores necessários

Utilidades e Serviços

Manutenção: Desde 3% até 10% do Investimento Fixo Anual

Patentes e Royalties: 4% do Custo de Fabrico

Catalisador e solventes: vida útil de 1 ano

Fornecimentos Diversos: 15% da Manutenção

55



Custos Indirectos de Fabrico 50% dos Custos de Mão-de-obra Total e de Manutenção

Custos Fixos de Fabrico Amortizações: Projecto (3 anos) + Equipamento (10 anos)+ Edifícios (25 anos) Seguros: 1% do Capital Fixo Impostos Locais: 1% do Capital Fixo Rendas: aluguer de 4,26 €/m2 para uma área industrial

Despesas Gerais Despesas de Administração: 40% da Mão-de-obra de Fabrico Serviços de Venda, Distribuição e Marketing: 5% do Custo de Produção Investigação e Desenvolvimento: 2% do Valor das Vendas Encargos Financeiros

56



Depesas Gerais9,7%

Custos Indirectos0,9%

Custos Fixos1,1%

Custos Directos88,4%

Distribuição dos Custos de Produção

Os Custos Directos representam 88,4% dos Custos de Produção

57



Hipóteses:

Custos Variáveis todos proporcionais

Preço Unitário de Venda constante

Qc = Ponto Crítico em Capacidade

CF = Custos Fixos = Custos Indirectos de Fabrico + Custos Fixos de

Fabrico – Amortizações + Despesas Gerais – Encargos Financeiros

P = Preço Unitário de Venda = 1282 €/ton

V = Custo Variável Unitário = Custos Directos de Fabrico

Método do Ponto Crítico

VPCFQc

58



0,0E+00

2,0E+08

4,0E+08

6,0E+08

8,0E+08

1,0E+09

0,0E+00 2,0E+05 4,0E+05 6,0E+05 8,0E+05

Q (ton/ano)

Cust

os/r

ecei

tas t

otai

s (€/

ano)

RT

CTQ

C Variaveis

C Fixos

Qc= 328430 ton ano-1 < Produção Anual de 800 000 ton ano-1

Processo Viável, boa margem de segurança59



Análise de Rentabilidade

Cash Flow

Cash Flow de Exploração = Resultado Bruto – Imposto

Cash Flow de Investimento = Investimento Anual

Valor Residual = 5% do CEB + Valor dos Edifícios por amortizar + Terreno

Ano 2009 2010 2011 2012 - 2017 2018 2019 2020

CF (€/ano) -46.438.001 -260.911.151 196.410.953 173.602.558 - 172.324.294 170.215.636 168.106.978 183.263.794

60



Critérios de Rentabilidade

Valor Líquido Actual (VLA):

in = Taxa de juro a pagar ao banco = 6,92%

id = Taxa de inflação = 2,6%

kacualizado iCFCF

)1(

1 1 4, 21%1

n

d

iii

Ano 2009 2010 2011 2012 - 2017 2018 2019 2020

Cf actualizado -48.393.285 -260.911.151 188.475.157 159.857.472 - 129.111.635 122.378.954 115.979.555 121.327.928

Cfacumulado actualizado -48.393.285 -309.304.436 -120.829.279 39.028.193 - 754.993.085 877.372.039 993.351.593 1.114.679.521

VAL>0, processo rentável 61



Taxa Interna de Rentabilidade (TIR):

TIR = 54,3% > i = 4,21%

Ratios:

( ) 0,92Resultado LíquidoRentabilidade do Capital Própio RCPCapital Próprio

( ) 0,55Resultado LíquidoRentabilidade do Investimento ROIInvestimento

( ) 0,16Resultado LíquidoRentabilidade das Vendas RVValor das Vendas

( ) 5,84Valor das VendasRotação do Capital Próprio ERCapital Próprio

Investimento Favorável

62



Análise de Sensibilidade

Valor do Equipamento Base (€) VLA TIR

20% 40.561.176 1.045.256.088 47,1%10% 37.181.078 1.079.967.805 50,5%5% 35.491.029 1.097.323.663 52,3%0% 33.800.980 1.114.679.521 54,3%-5% 32.110.931 1.132.035.380 56,4%

-10% 30.420.882 1.149.391.238 58,6%

-20% 27.040.784 1.184.102.955 63,4%

Equipamento Base:

Valor do Óleo (€) VLA TIR20% 743 342.334.907 23,6%10% 681 728.507.214 40,0%5% 650 921.593.368 47,3%0% 619 1.114.679.521 54,3%-5% 588 1.307.765.675 61,0%-10% 557 1.500.851.829 67,4%

-20% 495 1.887.024.136 79,7%

Óleo de Soja:

Valor do Hidrogénio (€) VLA TIR20% 506 1.094.447.718 53,6%10% 464 1.104.563.620 53,9%5% 443 1.109.621.571 54,1%0% 422 1.114.679.521 54,3%-5% 401 1.119.737.472 54,5%-10% 380 1.124.795.423 54,6%-20% 338 1.134.911.325 55,0%

Hidrogénio:

63



Utilidades:

Valor das utilidades (€) VLA TIR

20% 114.280.895 998.217.544 50,1%10% 104.757.488 1.056.448.533 52,2%5% 99.995.784 1.085.564.027 53,3%0% 95.234.080 1.114.679.521 54,3%-5% 90.472.376 1.143.795.016 55,3%-10% 85.710.672 1.172.910.510 56,3%-20% 76.187.264 1.231.141.498 58,3%

Valor do produto (€) VLA TIR

10% 1410 1.719.602.316 73,1%

5% 1346 1.417.140.919 64,0%

0% 1282 1.114.679.521 54,3%

-5% 1218 812.218.124 43,6%

-10% 1154 509.756.726 31,7%

Produto:

Parâmetros analisados por ordem de importância

Preço de venda do produto

Preço de compra do óleo de soja

Valor do equipamento base

Valor de utilidades

Valor do hidrogénio-

+

64



Conclusões

Pela avaliação económica determinou uma TIR de 54,3% ;

O projecto é principalmente influenciado pelo preço de venda do green diesel e do

preço de compra do óleo de soja;

Mesmo com uma descida de 10% no valor do green diesel, o VAL mantém-se

positivo;

Uma optimização processual poderia ser alcançada com um detalhe maior do

flowsheet que por sua vez poderia repercutir-se numa redução dos custos totais; O projecto é economicamente rentável;

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Projecto de Engenharia Química II Isomerização de Óleos Vegetais