DynaUniversidad Nacional de Colombiadyna@unalmed.edu.co ISSN (Versin impresa): 0012-7353COLOMBIA 2007 Carlos David Zapata / Ivn Daro Martnez / Erika Arenas Castiblanco / Carlos Andrs Henao UribePRODUCCIN DE BIODIESEL A PARTIR DE ACEITE CRUDO DE PALMA: 1. DISEO Y SIMULACIN DE DOS PROCESOS CONTINUOS Dyna, marzo, ao/vol. 74, nmero 151 Universidad Nacional de Colombia Medelln, Colombia pp. 71-82 Red de Revistas Cientficas de Amrica Latina y el Caribe, Espaa y PortugalUniversidad Autnoma del Estado de Mxicohttp://redalyc.uaemex.mx Dyna, Ao 74, Nro. 151, pp. 71-82.Medelln, Marzo de 2007.ISSN 0012-7353 PRODUCCIN DE BIODIESEL A PARTIR DE ACEITE CRUDO DE PALMA: 1. DISEO Y SIMULACIN DE DOS PROCESOS CONTINUOS BIODIESEL PRODUCTION FROM CRUDE PALM OIL: 1. DESIGN AND SIMULATION OF TWO CONTINUOUS PROCESSES CARLOS DAVID ZAPATA Ingeniero Qumico. Universidad Pontificia Bolivariana. Medelln. Colombia. carlosdavidzapata@yahoo.com IVN DARO MARTNEZ Ingeniero Qumico. Universidad Pontificia Bolivariana. Medelln. Colombia. ivandmartinezruiz97@yahoo.com ERIKA ARENAS CASTIBLANCO Universidad Pontificia Bolivariana. Medelln. Colombia. erika.arenas@upb.edu.co CARLOS ANDRS HENAO URIBE Docente facultad de Ingeniera Qumica. Universidad Pontificia Bolivariana. Medelln. Colombia. cahenao@upb.edu.co Recibido para revisar 21 de Marzo de 2006, aceptado 6 de Abril de 2006, versin final 10 de Noviembre de 2006 RESUMEN:Sedisearonysimularondosprocesoscontinuosdetransesterificacinalcalinadeaceitecrudode palma para la produccin de biodiesel, empleando el simulador de procesos HYSYSTM. El primero de ellos incluye unpretratamientodeneutralizacindeloscidosgrasoslibresyelsegundo,unaesterificacinconcondiciones cidas.Serealizunaevaluacintecnolgicaparaestablecerunanlisiscomparativoentreambosprocesos.Del mismo,seconcluyqueelgastodemateriasprimasesmayorparaelprocesoconpreneutralizacindeloscidos grasos. Tambin se encontr que el segundo proceso, con esterificacin previa, genera mayor cantidad de biodiesel para una misma cantidad de aceite crudo de entrada. PALABRASCLAVE:Biodiesel.Biocombustibles.Diseodeprocesos.Simulacindeprocesos.Transesterificacin. Aceite crudo de palma. ABSTRACT:Twocontinuoustransesterificationprocessesforbiodieselproductionfromcrudepalmoilwere designedandsimulated,usingtheHYSYSTMprocesssimulator.Thefirstoneincludesapretreatmentofthefree fattyacidsvianeutralizationandthesecondoneviaanesterificationwithacidicconditions.Toestablisha comparative analysis between both processes, a technological assessment was carried out. It was concluded that the raw materials consumption is greater for the process with free fatty acids neutralization. It was found, also, that the second process, with previous esterification, generates more biodiesel for an equal amount of crude oil of inlet. KEYWORDS: Biodiesel. Biofuels. Process design. Process simulation. Transesterification. Crude palm oil. 1.INTRODUCCIN Elprocesomsutilizadoparalaproduccinde biodieseleslatransesterificacin,lacualse refiere a la reaccin entre un aceite o grasa y un alcoholenunmediocatalizado,paraproducir steres alqulicos de cidos grasos (i.e. biodiesel) yglicerologlicerina.LaFigura1muestrala Zapata et al72reaccinquetransformalasmolculasde triglicridos,grandesyramificadas,en molculasdesteresalqulicos,lineales,no ramificadas, de menor tamao y muy similares a las del petrodiesel [1]. Los alcoholes empleados deben ser de bajo peso molecular;entrestos,elmsutilizadoesel metanoldebidoasubajocosto,seguidoporel etanol [2]. Los procesos de produccin de biodiesel pueden ser por lotes o continuos. Los primeros, han sido ampliamenteestudiadostantoanivelde laboratoriocomoindustrialyenlabibliografa se reportan condiciones de operacin detalladas. VanGerpenetal.presentanunabuena recopilacindeesquemasdeprocesotantopor lotescomocontinuos[3].Losprocesos continuospuedenemplearbienseareactoresde tanqueagitadoCSTR(continuousstirredtank reactor) como tubulares PFR (plug flow reactor). Un esquema de proceso tpico es el uso de varios CSTRenserie.Despusdequepartedela glicerinaproducidasesedimentaenelprimer reactor,lareaccinenelsegundoesbastante rpida.Grancantidaddeprocesosemplean mezcladores estticos o bombas para aumentar la intensidaddemezcladodelacorrienteque ingresa al reactor. El uso de reactores PFR ofrece menorestiemposderesidencia,delordende6-10min.,aunquedebegarantizarsequeeldiseo delosreactoresbrindeelgradodeagitacin necesarioparaobtenerconversionesadecuadas. Asimismo,puedeninstalarseenunarreglo secuencialquepermitalasedimentacindela glicerina. Lasinvestigacionesquereportaninformacin detalladadelascondicionesdeoperacinde procesoscontinuossonescasas.Zhangetal. realizaroneldiseo,simulacinyevaluacin econmicadevariosprocesoscontinuoscon catlisis cida y bsica [2]. La produccin de biodiesel en Colombia todava nosuperalaetapadeplantapiloto.Conel presentetrabajosepretende,atravsdeun anlisiscomparativo,analizarlaviabilidad tcnicadedosprocesoscontinuosparala produccindebiodieselapartirdeaceitecrudo depalma,teniendoencuentalacarenciade estudiosdeestetipoenelmbitonacional. Dichoanlisisconstituyeunaherramientade informacin para contribuir al futuro montaje en Colombiadeunprogramadesustitucinde diesel tradicional por biodiesel. Figura 1. Reaccin de transesterificacin de un triglicrido para producir biodiesel. Figure 1. Triglyceride transesterification reaction to produce biodiesel. R1CH2CH O R2OCCH2OOCO R3OC+3 OH CH3catalizadorCH3O COR1CH3O COR2CH3O COR3+CH2CHCH2OHOHOHTriacilglicerol Metanol Metilster de cido grasoGlicerol(Triglicrido)Dyna 151, 200773 2.METODOLOGA Losdosprocesosdiseadosempleancomo mtodolatransesterificacintradicionalcon catlisis bsica. La diferencia entre ambos radica en el tipo de pretratamiento de los cidos grasos libres.Paraelprimerproceso(P1)seutilizla neutralizacinalcalina,mientrasqueparael segundo(P2)seempleunaesterificacin catalizada por cido. El diseo y la simulacin se realizaronempleandoelsimuladordeprocesos HYSYSTM v3.2 de Aspen Technology Inc. 2.1Capacidad de la planta Corredoretal.afirmanqueconsiderandoun escenariooptimista,esdecir,conunporcentaje desustitucindel15%,la demandadebiodiesel paraMedellnserade90.000ton/aoenelao 2008 y de 100.000 ton/ao en el 2014. Para Cali estascifrasllegarana72.000ton/aoy80.000 ton/ao,respectivamente.Porotrolado,la demandaparaBogot,considerandoestemismo porcentaje,alcanzaralas160.000ton/aoenel 2008ylas175.000ton/aoenel2014[4].El porcentajedesustitucinqueseadopteenla legislacindeterminarenltimotrminolas capacidadesdelasplantasquesedebern construir.Sinembargo,elestudiodeCorredor permiteinferirqueunacapacidaddeplantade 100.000ton/aopermitiracubrir completamente,yencualquierescenario,la demandaindividualdeCaliyMedelln,la demandaconjuntadeBarranquillay Bucaramanga,eigualmentepodraaportar aproximadamenteun50-60%delademandade Bogotparaunporcentajedesustitucindel 15%.Porestarazn,sedeciditrabajarcontal cantidadcomocapacidaddeplantainstalada. Adems,puestoquelaevaluacineconmica (Parte2delartculo)delpresentetrabajo,no constituyeensunestudiodetalladode factibilidad, sino una estimacin de estudio, la cifrade100.000ton/aorepresentaunvalor realistaparadesarrollarlosobjetivosaqu trazados. 2.2Simulacin de procesos La Figura 2 muestra un diagrama de bloques que representaambosprocesos.Paraelproceso1 (P1)elreactivodepretratamientoeselNaOH mientrasqueparaelproceso2(P2)esel metanol. Paralasimulacin,seconsideraronlostres triglicridosdemayorporcentajeenelaceite crudodepalma:tripalmitina,triolenay trilinolena.EnlaTabla1semuestrala composicin con que se trabaj en la simulacin. Dichacomposicinseobtuvoapartirdela composicinreportadaporBenjumeaetal.para elaceitecrudodepalmacolombiano, despreciandolosporcentajesdelosotros trigliceridosqueseencuentranenmenor cantidadenelaceite[5].Tambinseconsider unaacidezdel3.8%enpeso,expresadacomo contenido de cido palmtico. Tabla 1. Composicin del aceite crudo de palma especificada en la simulacin. Table 1. Crude palm oil composition used in the simulation. Elbiodieselobtenidofueunamezcladelos metilsterescorrespondientesacadaunodelos triglicridos: metil palmitato, metil oleato y metil linoleato. Lamayoradecompuestosseencontraronenla libreradecomponentesdeHYSYSTM.Paralos compuestosnodisponibles,seemplela herramientaHypoManagerconelfindecrear losmismosapartirdesuspropiedades.Se crearonseiscompuestoshipotticos:tresfluidos (triglicridos)ytresslidos:palmitatodesodio, cidofosfricoyfosfatodesodio.Tantoel hidrxido de sodio,Compuesto% en peso Tripalmitina47.14 Triolena37.52 Trilinolena11.54 cido palmtico3.8 Zapata et al74 Figura 2. Diagrama de bloques de los procesos diseados. Figure 2. Block diagram for the designedprocesses. comoelmetanolyelcidosulfricose consideraron como materias primas puras puesto que los procesos requieren condiciones anhidras. Elcidofosfricoseespecificcomouna solucin acuosa al 85% wt. Aunquelasalquesegeneracomosubproducto cuando se usa KOH como catalizador, puede ser aprovechadaparaproducirfertilizantes,se prefiriusarNaOHporqueesmenoscostosoy requieremenorescantidadesparaalcanzar nivelesdeconversinsimilares[5].Adems,el KOH no se encuentra disponible en la librera de componentes del simulador HYSYSTM. Elmodelotermodinmicoescogidoparalafase lquidafueelmodelodeactividadNRTL(non-randomtwoliquids),yaquesetienen compuestos altamente polares como el metanol y laglicerina[2].Paralafasevaporseemplela ecuacin de Peng-Robinson. Loscoeficientesdeinteraccinbinariano disponiblesenlalibreradelsimuladorfueron estimadosconelmtodoUNIFAC(Universal FuncionalGroupActivityCoefficient)para equilibrio lquido-lquido Elmodelocinticoutilizadoparalareaccinde esterificacinfueelreportadoporSitetal. quienesestudiaronlareaccinconaceitecrudo de palma e hidrxido de sodio [6]. Elmodeloconsideralareaccinglobalcomo irreversible y tiene la siguiente forma: kCtgCmeohdtdCtgr = = DondeCtg=Concentracindetriglicridos[=] gmol/l ; Cmeoh = Concentracin de metanol [=] gmol/l;-r=Ratadereaccin[=]gmol/(l-s).El factor de frecuencia y la energa de activacin de laecuacindeArrheniusestndadaspor:A= 9.1534x106l/(gmol-s) y Ea = 60701 kJ/kmol. Paralareaccindeesterificacindelcido palmtico,seempleelmodelodeprimerorden propuestoporSendzikieneetal.conlos siguientesparmetros:A=1.27s-1,Ea= 13300kJ/kmol [7]. 2.3 Diseo de procesos Lasprincipalesunidadesdeprocesoempleadas paralasimulacinenestadoestacionariofueron bombas,intercambiadoresdecalor,separadores slido/lquido,separadoreslquido/vapor(flash), reactoresPFR,torresdedestilacinyde extraccin lquida. Seutilizaronenfriadoresycalentadorescomo equiposdeintercambiodecalor.Como separadores slido/lquido se usaron separadores simples, disponibles en la librera de HYSYSTM. Para evitar problemas de presencia de slidos en lasunidadesdeoperacinaguasabajo,dichos equiposseespecificaronparaefectuaruna separacinperfecta,esdecir,paraquela corriente lquida de salida no contuviera slidos.Enlasimulacinnosetuvoencuentala eficienciadeplatosdelastorres,dejndosefija en100%.Seevitlaoperacinenvaco, teniendoencuentalosaltoscostosoperativos quederivandelamisma.Paralosreactores,los intercambiadoresdecalorylosseparadores Aceite crudo de palma Purificacin aceite neutralizado MetanolNaOH Recirculacin metanol Reactor transesterificacin Agua Torre destilacin separacin metanol Torre L-L separacin biodiesel Biodiesel Purificacin glicerina Glicerina Metanol (Proceso 2) Reactor pretratamiento NaOH (Proceso 1) Dyna 151, 200775 slido/lquido se especific una cada de presin de 70 kPa. Eldiseodelastorresdeextraccinlquiday destilacin presentes en ambos procesos, se llevo acaboenelsimulador,especificandoencada unaunnmerodeetapastalquepermitiera cumplir,tantolosobjetivosdeseparacin deseadosparaelproceso,comolaconvergencia numricadelasimulacin.Paralastorresde destilacin,sehizounestimativoinicialdel nmero de platos, del plato de alimentacin y de la relacin de reflujo externa, mediante el uso de torresShort-Cut,quesonbloquesdeclculo contenidosdentrodelsimulador,basadosenel mtodoFenske-Underwood-Gillilandyque estnorientadosespecficamentealdiseode torresdedestilacinsimples.Posteriormente, contandocondichoestimativoprevio,se simularon las torres rigurosas, que son las que se muestran en los PFD de ambos procesos. Lascondicionesdeoperacindelosprocesos diseadosestuvieronsujetasalasrestricciones dedescomposicintrmicadeloscompuestos. Zhangetal.reportaunatemperaturade250C paraelbiodiesel[2].Paralaglicerina,se considerunatemperaturade204.44C,de acuerdoaloreportadoporMiner[8].Lamayor temperaturaalaquesesometieronlos triglicridosfuede230C,lacualseencuentra pordebajodelpuntodehumo(temperaturaala cualseempiezanaobservarlosproductosdela descomposicin)deaceitessincidosgrasos libres, segn reporta Bailey [9]. 3. RESULTADOS 3.1 Descripcin del Proceso 1 La Figura 3 muestra el diagrama de flujo del P1 (PFD). En la Tabla 2 se muestra una lista con los equiposprincipalesdeambosprocesos.La corriente CPO (aceite crudo de palma) se mezcla con la corriente NaOH pretrat. Elflujomsicodeestaltimacorrientefue ajustado para que la conversin de la reaccin de neutralizacin fuera total. Luego de la mezcla, el intercambiador E-100 aumenta la temperatura de lacorriente104a65C.Aestascondiciones,el NaOHreaccionaconelcidopalmticopara formar palmitato de sodio (un jabn) y agua [9]. Elreactorrequierecalentamiento(corriente Q103)paramantenersutemperaturaen65C puestoquelareaccinesendotrmica.La mezcla que sale del reactor pasa al separador X-100dondeseseparaelslidodelamezcla. Posteriormente la corriente lquida de aceite 106 libre de cido palmtico y con 11.5% wt de agua pasaaunsistemadesecadoporevaporacin instantnea(flash)enelqueseremueveelagua delaceiteneutralizado.Lacorrientedevapor 109contieneel99.5%delflujomsicodeagua queingresaalseparadorlquido/vaporenla corriente 108. La prdida por masa de aceite que seevaporaysaleenlacorriente109esdel 0.12%.LuegolacorrienteAceiteneutralizado conunacomposicindetriglicridosdel100% wt es bombeada a la zona de reaccin. De acuerdo al tipo de reaccin global (individual eirreversible)serealizelanlisisdediseode la zona de reaccin. Se ajust una relacin molar alcohol/aceitede10.2:1paragarantizaruna conversintotaldelostriglicridos.Eltipode reactordetransesterificacinseleccionadofue PFRpuestoqueofreceunaltonivelde concentraciones de reactivos. Seasumequedichoreactorofreceelgradode agitacin necesario para que se d la reaccin de maneraptima.Enlasimulacintambinse consider el uso de un reactor CSTR, con el que seobtuvieronlasmismascondicionesde composicindelefluentedereaccinyun volumen de reactor ligeramente mayor. Zapata et al 76

Figura 3. PFD del Proceso 1: Transesterificacin convencional con catlisis bsica y pretratamiento de neutralizacin de los cidos grasos libres. Figure 3. Process 1 PFD: Conventional alkali-catalyzed transesterification with pretreatment of the free fatty acids via neutralization. Dyna 151, 2007 77 Figura 4. PFD del Proceso 2: Transesterificacin convencional con catlisis bsica y pretratamiento de esterificacin de los cidos grasos libres. Figure 4. Process 2 PFD: Conventional alkali-catalyzed transesterification with pretreatment of the free fatty acids via an esterification. Zapata et al78Tabla 2. Lista de equipos principales de ambos procesos. Table 2. Main equipment list for both processes. Proceso 1Proceso 2 CdigoDescripcinTipoCdigoDescripcinTipo P-100Bomba NaOH pretratamientoRotatoriaP-100Bomba alimentacin aceiteCentrfuga de una etapa P-101Bomba alimentacin aceiteCentrfuga de una etapaP-101Bomba metanol/cido pretratamientoRotatoria P-102Bomba aceite neutralizadoCentrfuga de una etapaP-102Bomba agua torre L-L pretrat.Rotatoria P-103Bomba metanol-NaOHCentrfuga de una etapaP-103Bomba metanol-NaOHCentrfuga de una etapa P-104Bomba reciclo metanolCentrfuga de una etapaP-104Bomba aceite neutralizadoCentrfuga de una etapa P-105Bomba fondos torre destilacinCentrfuga de una etapaP-105Bomba reciclo metanolCentrfuga de una etapa P-106Bomba agua a torre extraccinRotatoriaP-106Bomba fondos torre destilacinCentrfuga de una etapa P-107Bomba reactor neutralizacin NaOHCentrfuga de una etapaP-107Bomba agua a torre L-L biodieselRotatoria PFR-100Reactor transesterificacinCabeza flotanteP-108Bomba reactor neutralizacin NaOHCentrfuga de una etapa E-100Intercambiador de calorDoble tuboPFR-100Reactor esterificacinCabeza flotante E-101Intercambiador de calorMltiples tubosPFR-101Reactor transesterificacinCabeza flotante E-102Intercambiador de calorMltiples tubosE-100Intercambiador de calorDoble tubo E-103Intercambiador de calorMltiples tubosE-101Intercambiador de calorMltiples tubos E-104Intercambiador de calorMltiples tubosE-102Intercambiador de calorDoble tubo E-105Intercambiador de calorMltiples tubosE-103Intercambiador de calorMltiples tubos E-106Intercambiador de calorMltiples tubosE-104Intercambiador de calorMltiples tubos E-107Intercambiador de calorDoble tuboE-105Intercambiador de calorMltiples tubos E-108Intercambiador de calorDoble tuboE-106Intercambiador de calorMltiples tubos E-1000Rehervidor T-100KettleE-107Intercambiador de calorDoble tubo E-2000Condensador T-100Cabeza flotanteE-1000Rehervidor T-102Kettle CRV-100Reactor pretratamientoTanque agitadoE-2000Condensador T-102Cabeza flotante CRV-101Reactor neutralizacin sodaTanque agitadoCRV-100Reactor neutralizacin sodaTanque agitado X-100Separador slido/lq. palmitatoSeparador centrfugoX-100Separador slido/lq. fosfatoSeparador centrfugo X-101Separador slido/lq. fosfatoSeparador centrfugoV-100Separador lquido/vapor glicerinaRecipiente vertical V-100Separador lquido/vapor aguaRecipiente horizontalT-101Torre de extraccin lquida pretrat.Torre de platos V-101Separador lquido/vapor glicerinaRecipiente verticalT-102Torre de destilacinTorre de platos T-100Torre de destilacinTorre de platosT-103Torre de extraccin lquida biodieselTorre de platos T-101Torre de extraccin lquidaTorre de platos Seprefirilaoperacinisotrmicasobrela adiabtica puesto que con esta ltima la corriente desalidadelreactorestabaa262C,valorde temperaturasuperioraldedescomposicin trmicadelbiodiesel.Seeligitrabajara65C, segn lo reportado en la bibliografa. Puesto que lareaccinesenfaselquida,elefectodela presinsobrelaconversinesprcticamente despreciable. Lacorriente114deentradaalreactorse encuentraa65Cy470kPa.Lacorrientede salida115a65C,400kPa,conunflujode 16049kg/hylasiguientecomposicinmsica: 72.24 %metilsteres(biodiesel),0.15 %NaOH, 7.84%glicerinay19.77%metanol.Para alcanzarlaconversintotalsenecesitun reactor de coraza y tubos de 3 m3 con 509 tubos de 5 cm de dimetro interno, 5 mm de espesor y 3 m de largo. Lazonadeseparacinestcompuestaportres sub-zonas. En la primera se separa el metanol del efluentedereaccinparaserrecirculadoal reactor.Enlasegunda,seseparanlos metilsteresdelaglicerinayenlaltimaetapa sepurificalaglicerina,subproductodela reaccin de transesterificacin. Elmetanoleselcompuestomsvoltilenla corriente de salida del reactor, con un coeficiente de distribucin K=1.558, seguido por la triolena con K=0.00043. La relacin entre ambos, sugiere queuncondensadorparcial(flash)bastarapara separar el metanol. Sinembargo,aunqueenlasimulacinse obtuvieronbuenosresultadosdecomposicin conuncondensadorparcial,lacantidad recuperadanofueptima,porloqueseemple unatorrededestilacinde4etapastericascon unarelacindereflujode1.35.Deestamanera se logr recuperar el 99.4% del metanol entrante a la Torre T-100, recircularlo puro en la corriente 116ymezclarloconlacorrientedereposicin (Metanol).Lacadadepresindelatorrese especific en 9 kPa, segn normas heursticas de diseo.Losfondosdelatorre,corriente121,se enfriarona35Cysebombearonalatorrede extraccinlquidaT-101.EnlatorreT-101de cuatro etapas tericas, se logr recuperar todo el flujomsicodemetilsteresdelacorriente123 Dyna 151, 200779 utilizandoaguacomosolventeextractor.La corrienteBiodieselobtenidatieneuna composicinde11.96%wtmetil-linoleato, 38.94%wtmetil-oleatoy49.04%wtmetil-palmitato.Elflujodesolvente(corrienteAgua) seespecificen2450kg/hparacumplirla especificacindeconcentracindeNaenel biodiesel. La torre se trabaj a 120 kPa, con una cada de presin de 10 kPa. LosfondosdelatorreT-101semezclanconla corrientecidofosfricoqueesunasolucin acuosa al 85 %wt de cido, cuyo flujo msico se especific de manera tal que neutralizara todo el hidrxidodesodiopresenteenlacorriente125. LamezclasebombeaalreactorCRV-101y luegopasaalseparadorslido/lquidoX-101en elqueseseparatodoelfosfatosdicogenerado enlareaccin.ComoenelseparadorX-100,la separacin seespecfico comoideal.Porltimo, lacorriente129decomposicin33.69%wt glicerina y 65.83 %wt agua pasa a un sistema de separacin por evaporacin instantnea en el que se recupera el 84% del flujo msico de glicerina, obtenindose1115kg/hdeglicerinaal95%wt como subproducto. 3.2 Descripcin del Proceso 2 La Figura 4 muestra el diagrama de flujo del P2 (PFD).Enlazonadepretratamiento,elaceite crudodepalmasesometeaunareaccinde esterificacindelcidopalmticocatalizadapor cido,paraproducirmetil-palmitatoyagua.La corrientedeaceitecrudo,conlasmismas especificacionesdelP1,semezclaconla corrientedemetanolacidificada102.Elflujo msicodemetanol(corrienteMetanol1)se ajust en 58 kg/h para obtener una conversin de cidopalmticoenelreactorde99.3%.La corrientecidosulfricocontieneH2SO4puro, conunflujomsicode1%delflujototalde aceite crudo, segn lo reportado por Sendzikiene et al. La mezcla se bombea al intercambiador E-100queaumentalatemperaturaa60C.Dicha temperaturasefijcomotemperaturade reaccinapartirdelascondiciones experimentalesreportadasenelestudiocintico [7]. Aunque la concentracin de cido del aceite crudoempleadaenelpresentetrabajo,0.135 mol/l (3.8 %wt), es inferior a la mnima con que setrabajenelestudiocinticoconsultado (0.162mol/l),sesupusoqueelmodeloera vlidoparaestaconcentracindebidoala ausencia de ms informacin sobre la cintica de la esterificacin de cidos grasos libres. Paralareaccindeesterificacin(individuale irreversible)seutilizunPFRadiabticode corazaytubosconunvolumende2.2m3,280 tubosde5cmdedimetrointerno,5mmde espesor y 4 m de largo. La corriente 106 sale del reactora59.32Cy265kPaconuna composicinde3.9%wtmetil-palmitato,0.026 %wtcidopalmtico,0.26%wtagua,0.98%wt H2SO4yelporcentaje restanteaportadopor los triglicridos.Elefluentepasaalatorrede extraccin lquida T-101 donde se le remueve el aguayelcidosulfrico.EnlatorreT-101se efectaunaextraccinensieteetapastericas con agua como solvente extractor. La torre opera a35C, tiene unapresin deentradade 195kPa yunacadadepresinde10kPa.Elflujode solventeseajusten1120kg/hconloquese logrextraerprcticamentetodoelcido sulfricoyelaguadelacorriente107.La prdidademasadetriglicridosenlatorrefue de1.62%.LacorrienteAceiteneutralizadoque sale de la parte superior de la torre pasa a la zona de reaccin. Elanlisisdelazonadereaccinparaeste procesoesigualaldelP1,ascomolas condicionesdepresinytemperaturade reaccin.Seutilizunarelacinmolar alcohol/aceitede9.8:1paraobteneruna conversintotaldetriglicridos.Paraalcanzar estaconversinserequiriunreactordecoraza ytubosde2.8m3con475tubosde5cmde dimetrointerno,5mmdeespesory3mde largo.Lacomposicinmsicadelefluentede reaccineslasiguiente:71.38%metilsteres (biodiesel),0.019%cidopalmtico,0.1365% NaOH,7.434%glicerina,21.02%metanoly 0.0034 % agua. ElesquemadelazonadeseparacindelP2es idnticoaldelP1.Lasdiferenciasradicanen algunas condiciones de operacin. En la torre de destilacinT-102,con26etapastericasyuna relacindereflujode2,seseparael99.4%del metanolqueingresaenlacorriente115yse recirculapuroenlacorriente116.Seespecific Zapata et al80unapresinde130kPaenelrehervidoryuna cadadepresinde29kPaenelcuerpodela torre. LosfondosdelatorreT-102sebombeanal intercambiadorE-104dondesonenfriadosa 35C; luego pasan a la torre de extraccin T-103. Empleandocuatroetapastericas,selogr recuperar todo el flujo msico de metilsteres de lacorriente122utilizandoaguacomosolvente extractor.LacorrienteBiodieselobtenidatiene unacomposicinde11.51%wtmetil-linoleato, 37.48%wtmetil-oleatoy50.92%wtmetil-palmitato. El flujo de solvente (corriente Agua2) seespecificen2522kg/hparacumplirla especificacindeconcentracindeNaenel biodiesel. La torre se trabaj a 120 kPa, con una cada de presin de 10 kPa. La neutralizacin de lasodasedadeigualmaneraqueenelP1.La corriente129decomposicin32.71%wt glicerina y 66.71 %wt agua pasa a un sistema de separacin por evaporacin instantnea en el que serecuperael81.41%delflujomsicode glicerina, obtenindose 1063 kg/h de glicerina al 95 %wt como subproducto. 3.3Especificacionesdelbiodiesel obtenido. Lasespecificacionesdelbiodieselobtenidoen lassimulacionesmedianteambosprocesosse muestranenlaTabla3.Lanicapropiedadque noalcanzelvalormnimorequeridoporla normafuelaviscosidadcinemtica,loquese explicaprobablementeporelaltocontenidode metil-linoleato,uncompuestoinsaturado.Sin embargo,enlasinvestigacionesexperimentales realizadasenelpasconaceitecrudodepalma se han obtenido valores aceptables de viscosidad [5].Debetenerseencuenta,adems,queenlas simulacionesslosetrabajconlostres triglicridosprincipalesdelaceitedepalmay puestoquelaviscosidaddependedela naturaleza qumica de los compuestos, es posible quesepresentendiferenciasconlosvalores experimentalesreportados.Paratodaslas propiedades,exceptolaviscosidadyel contenidodeagua,setrabajconlanorma europeaEN14214quees,engeneral,ms exigenteencuantoarequerimientosdecalidad que el estndar ASTM D 6751. 3.4 Anlisis comparativo. MedianteelP1seobtuvounacorrientede biodieselde11,600kg/hequivalenteauna produccinanualde100,228tonconsiderando 360 das de operacin de la planta. Para el P2se obtuvo una corriente de 11,907 kg/h equivalente aunaproduccinde102,876ton/ao considerandolamismacantidaddedasde trabajo. Es decir, el P2 genera mayor cantidad de biodieselparaunamismacantidaddeaceite crudodeentradapuestoque,enelproceso previodeesterificacin,loscidosgrasosson convertidos a biodiesel. Ambos procesos presentan un nmero similar de equipos. Las dimensiones de los mismos tambin estnenelmismoordendemagnitudexcepto paralatorrededestilacin(Verparte2del presente artculo). Para la torre T-102 en el P2 se requirieron 26 etapas tericas, en vez de 4 como sucedi para el P1. Esto se debe, probablemente, alapresenciadelcidopalmtico,quenose encontraba en el efluente del P1. Enloreferenteamaterialesdeconstruccin,las condicionesdeprocesopermiten,parala mayoradeequiposdeambosprocesos,utilizar aceroalcarbn.Noobstante,lapresenciade cidosulfricoenlazonadepretratamientodel P1implicaelusodeaceroinoxidable,loque eleva el costo de los equipos. Por otro lado, el P1 requieredosseparadoresslido/lquidofrentea uno del P2. Dyna 151, 200781 Tabla 3. Especificaciones del biodiesel obtenido en las simulaciones. Tabla 3. Specifications of the biodiesel obtained in the simulations. Valor obtenidoLmites PropiedadUnidad Proceso 1 Proceso 2MnimoMximo Estndar/norma Contenido de alquilsteres%wt99.9499.9196.5-EN 14214 Concentracin de Namg/kg2.142.10-5EN 14214 Contenido de agua%vol0.04660.0432-0.05ASTM D 6751 Viscosidad cinemtica a 40C mm2/s (cSt)1.771.731.96ASTM D 6751 Contenido de metanol%wt0.001270.00159-0.2EN 14214 Densidad a 15Ckg/m3880.1880.1860900EN 14214 Contenido metil-linoleato%wt11.9611.51-12EN 14214 Glicerol total%wt00-0.25EN 14214 Nmero cidomg KOH/g00.06-0.5EN 14214 AunqueelP2requiereunmayorconsumode metanolydecidosulfricoadicional,la demanda de hidrxido de sodio del P1 compensa ysuperadichoscostos.Sinembargo,elP2 requiereeltratamientodelacorriente109que contieneelcidosulfricodelareaccinde esterificacin. Larecuperacindeestecompuestonose consider,porloquedichacorrientesetrat comounefluentelquidopeligroso;el tratamientodelmismoimplicaunaumentoen loscostosoperativosydebeconsiderarseala horadedisearunaplantaacordeconla legislacin ambiental. 4. CONCLUSIONES Se disearon y simularon dos procesos continuos de transesterificacin con catlisis bsica para la produccindebiodieselapartirdeaceitecrudo depalma.Elusodesimuladoresdeprocesos comoHYSYSTMresultaserunaherramienta bastantetilparaeldiseoylaevaluacinde plantasdeproduccindebiodieselapartirde aceite crudo de palma. Elbiodieselobtenidoenlassimulaciones presentbuenasespecificacionesdecalidad, exceptoparaelvalordeviscosidad,loquese explicaprobablementeporlassuposiciones referentesalacomposicinqumicadelaceite crudo,realizadasconelfindesimplificarel modelo de simulacin. Losdosprocesosdiseadostienenunnmero similardeequipos.Laprincipaldiferenciaentre ambos se encuentra en la etapa de destilacin del metanolnoreaccionante.Lasdimensionesdela torreempleadaparadichofinson considerablementemayoresenelP2queenel P1. Aunquesecomproblaviabilidadtcnicade ambosprocesos,unaevaluacinfinanciera posterior resulta indispensable para determinar la rentabilidaddelosmismos.Dichaevaluacinse expondr en la segunda parte del artculo. AGRADECIMIENTOS LosautoresagradecenalosingenierosPedro Benjumea,LesmesCorredoryLusSurezpor su asesora tcnica en la elaboracin del presente trabajo. REFERENCIAS [1]CRESPO,VICENTE;MARTNEZ,M YARACIL,J.Biodiesel: Unaalternativarealal gasleo mineral. En: Ingeniera Qumica. Madrid (Mar. 2001); p. 135-145. [2]ZHANG,Y.etal.Biodieselproduction fromwastecookingoil:1.Processdesignand technologicalassessment.En:Bioresource technology. New York. N89 (2003);p. 1-16. [3]VANGERPEN,J.etal.Biodiesel productiontechnology.ReportfortheNational Zapata et al82RenewableEnergyLaboratory.USA: Department of Energy, 2004. p. 30-42. [4]CORREDOR,LESMES;FLREZ, NGELA Y MORENO, PATRICIA. Estudio de prefactibilidadparalaimplementacindeun programa nacional de biodiesel a partir de aceite de palma africana. 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