Departamento de Ingeniería Química Trabajo de Diploma

Capítulo I: Revisión bibliográfica

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Departamento de Ingeniería Química

Trabajo de Diploma

Título: Análisis de alternativas para la etapa de destilación de una planta piloto de producción de

bioetanol.

Autor: Lismary Rosa Delgado Tutores: Dra. Ing. Irenia Gallardo Aguilar

Ing. Yailet Albernas Carvajal


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Resumen

En este trabajo de investigación se realiza un análisis de la etapa de destilación

para la obtención de bioetanol, para utilizar el mismo en la producción de biodiesel,

como parte del proyecto ARE.

Primeramente se llevó a cabo una revisión bibliográfica donde se realizó un estudio

de los aspectos más importantes del proceso de obtención de bioetanol,

generalidades de la etapa de destilación, los equipos más usados en la misma, así

como la metodología de cálculo para esta etapa, entre otros aspectos.

Luego se realizó un análisis de cada una de las alternativas de diseño de la etapa

de destilación con el objetivo de buscar variantes para disminuir el consumo

energético de la misma diseñando así cada uno de los equipos presentes

(columnas rellenas, columna de platos, condensador, calentadores, enfriador y

caldereta) en cada alternativa, los cuales fueron programados en los software

profesionales Microsoft Excel y PSI. Se pudo determinar la variante más idónea

desde el punto de vista tecnológico a utilizar, para la determinación de la misma nos

apoyamos en los parámetros de diseño más importantes que son la altura y

diámetro de las columnas presentes y por tanto su tamaño.

También se realizó un análisis económico de dichas alternativas para determinar

cuál es la variante más factible a utilizar desde este punto de vista y se realizó un

análisis de las consecuencias que trae para el medio ambiente los residuos

obtenidos en esta etapa. Finalmente se concluye según el análisis de los resultados

que la mejor alternativa es la que emplea una columna destiladora de platos una

rectificadora rellena con monturas intalox y con aprovechamiento de corrientes para

ahorro el energético.


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Abstract In this work of investigation an analysis of the stage of distillation for the obtaining of

bio-ethanol is made, to use the same one in the production of bio-fuel, as it leaves

from the ARE project.

Firstly a bibliographical revision was carried out where a study of the most important

aspects of the process of obtaining of bio-ethanol was made, majorities of the

distillation stage, the used equipment more in the same one, as well as the

methodology of calculation for this stage, among other aspects.

Soon an analysis of each one of the alternatives of design of the stage of distillation

with the objective was made to look for variants to diminish the power consumption

of the same one being thus designed each one of the present equipment (packed

columns, tray column, condenser, heaters, cooler and reboiler) in each alternative,

which was programmed in professional software like Microsoft Excel and PSI. The

most suitable variant could be determined from the technological point of view to

use, for the determination of the same one we leaned in the more important

parameters of design that they are the height and diameter of the present columns

and therefore its size.

Also an economic analysis of these alternatives was made to determine from this

point of view, which is the most feasible variant to use. An analysis of the

consequences was made that brings for the environment the remainders obtained in

this stage. Finally one concludes according to the results analysis of the best

alternative is the distilling tray column and packed rectifying column with intalox

packed. This alternative present an advantage that approach of current to saving the

power one.


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Índice. Pág Introducción………………………………………………………………………………… 1

Capítulo I. Revisión Bibliográfica.

1. Procesos de fabricación del etanol………………………………………………... 3

1.1 Etanol. Generalidades………………………………………………………………. 3

1.1.1 Etapas fundamentales en el proceso de producción de alcohol por vía

bioquímica o fermentativa………………………………………………………….. 4

1.1.2 Usos del etanol………………………………………………………………………. 5

1.2 Análisis de la etapa de destilación…………………………………………………. 5

1.2.1 Generalidades del proceso de destilación………………………………………... 5

1.2.2 Ventajas de la operación de destilación………………………………………….. 6

1.2.3 Desventajas de la operación de destilación……………………………………… 6

1.2.4 Generalidades sobre la destilación de Etanol……………………………………. 6

1.2.5 Estudio termodinámico del proceso de destilación…………………………… 8

1.2.6 Métodos para conducir la operación de destilación…………………………… 11

1.2.7 Tipos de destilación…………………………………………………………………. 12

1.2.8 Equipos más usados en la operación de destilación…………………………… 14

1.2.8.1 Columnas de Platos………………………………………………………………… 14

1.2.8.2 Columnas rellenas………………………………………………………………….. 16

1.3 Metodología de cálculo de columnas de destilación…………………………… 17

1.4 Métodos para mejorar eficiencia en la destilación………………………………. 32

1.4.1 Mejoras en los procesos de separación………………………………………… 32

1.4.2 Mejoras en la transferencia de calor……………………………………… 32

1.5 Equipos auxiliares utilizados en la etapa de destilación……………………… 33

1.6 Efecto ambiental de las corrientes en la etapa de destilación…………………. 33

1.7 Análisis técnico- económico de alternativas de inversión……………………… 34

1.7.1 Importancia de la estimación de los costos………………………………………. 35

1.8 Conclusiones parciales……………………………………………………………... 39

Capítulo II. Alternativas tecnológicas de la etapa de destilación.

2.1 Destilación de etanol…………………………………...……………………………. 40

2.1.1 Esquemas para mejorar la transferencia de calor en la etapa de destilación… 41

2.2 Esquemas seleccionados para la etapa de destilación………………………..... 43

2.3 Ecuaciones fundamentales para el diseño de los equipos................................ 44


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2.3.1 Balance materiales en las columnas………….................................................. 44

2.3.2 Diseño de la columna destiladora ………………………………………………… 45

2.3.3 Diseño de la columna rectificadora ……………………………………………... 46

2.3.4 Ecuaciones fundamentales del diseño de los equipos auxiliares…………...... 47

2.4 Alternativas valoradas………………………………………………………….….. 50

2.5 Selección de la alternativa a implementar……………………………………… 58

2.6. Conclusiones parciales……………………………………………………………... 60

Capítulo III Análisis económico y ambiental de las alternativas

3.1 Análisis de las alternativas………………………………………………………… 61

3.2 Análisis económico de las alternativas…………………………………………… 63

3.2.1 Análisis económico de cada una de las alternativas seleccionadas…………. 64

3.3 Análisis de los resultados………………………………………………………….. 68

3.4 Análisis ambiental………………………………………………………………….. 69

3.4.1 Indicadores de contaminación de los mostos o vinazas de destilerías…....... 70

3.5 Conclusiones parciales…………………………………………………………….. 72

Conclusiones………………………………………………………………………............. 73

Recomendaciones…………………………………………………………………………. 74

Bibliografía………………………………………………………………………................. 75

Anexos……………………………………………………………………………………….. 80


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Introducción

Actualmente la demanda de alcohol en nuestro país es superior a las posibilidades

de suministro, y la materia prima tradicionalmente empleada, la miel final de caña

cada día es más cotizada debido al incremento de las producciones

biotecnológicas. Resultado de vital importancia es incrementar los niveles de

producción a fin de satisfacer dicha demanda. Un aumento de la eficiencia global de

producción de etanol tanto técnica como económica solo puede lograrse a través

de las producciones integradas de azúcar – etanol o mediante la búsqueda de

otras materias primas para su producción.

El aumento de la producción de alcohol etílico en el mundo se ha perfeccionado

con el desarrollo de nuevas tecnologías que permiten obtener bioetanol a partir de

residuos de madera, de bagazo, de desechos sólidos y de otros materiales que

presenten celulosa y hemicelulosa disponible, permitiendo revalorizar los desechos

de varias industrias para convertirlos en materia prima aprovechable en la obtención

de este producto.

Como parte del Proyecto ARE que se desarrolla en la Universidad Central Marta

Abreu de las Villas se propone una tecnología de producción de biocombustibles,

entre los cuales se tiene el biodiesel que surge de los estudios de las patentes

relacionadas con el tema en cuestión y de las vías que actualmente se emplean

para la obtención de azúcares fermentables a partir del contenido lignocelulósico

que contiene el bagazo, la que cuenta con dos procesos fundamentales, la

producción de bioetanol y la producción del biodiesel como tal.

En el proceso de obtención de alcohol etílico una de las operaciones unitarias más

importantes es la operación de destilación, fundamentalmente para la separación de

la inmensa cantidad de componentes que acompañan la mezcla obtenida en la

fermentación y obtener una mezcla líquida lo más homogénea y con el mayor nivel

de pureza posible la cual es independiente de la forma en que se lleva a cabo la

fermentación, pero tiene como aspecto negativo el alto consumo energético debido

a su baja eficiencia termodinámica y es un fuerte contaminante por sus residuos.

Por lo que se plantea la siguiente problemática científica:


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Problema científico La etapa de destilación es una de las etapas más importantes en el proceso de

concentración de bioetanol, con una calidad dada para la posterior producción de

biodiesel, sin embargo es la más alta consumidora de energía dentro de este

proceso.

La hipótesis tomada como punto de partida para el proyecto es la siguiente:

Hipótesis Mediante un análisis de alternativas es posible seleccionar la variante más factible

desde el punto de vista técnico - económico - ambiental para la obtención del etanol

necesario en la producción de biodiesel.

Objetivo General: Realizar un análisis técnico, económico y ambiental de las alternativas de la etapa

de destilación.

Objetivos parciales 1. Realizar un estudio bibliográfico de los temas relacionados con la etapa de

destilación para la producción de bioetanol.

2. Analizar diferentes alternativas que contemplen el uso de distintos tipos de

columnas y reuso de corrientes para el aprovechamiento energético.

3. Diseñar los equipos principales y auxiliares presentes en cada una de las

alternativas seleccionadas.

4. Realizar un análisis económico para las alternativas analizadas.

5. Analizar el efecto que trae para el medio ambiente los residuos de la etapa

de destilación y formas de aprovecharlos.


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Capítulo I: Revisión bibliográfica. 1. Procesos de fabricación del etanol 1.1 Etanol. Generalidades.

El Etanol, C2H5OH, (usualmente llamado Alcohol de Etilo) es un compuesto ternario,

se compone de carbono, oxígeno, e hidrógeno y su composición centesimal según

lo referido por (Palacios.LI.H. 1956) es, 52.15 % de carbono, 34.33 % de oxígeno, y

13.12 % de hidrógeno, su grupo funcional es el hidroxilo unido directamente a un

carbono. El mismo es el segundo miembro de la serie de alcoholes alifáticos, es

considerado como uno de los más antiguos productos orgánicos conocidos. (Manual de los derivados de la caña de azúcar. 2000).

En cuanto a sus características físicas puede ser descrito como un líquido incoloro, con

un olor agradable, es completamente miscible en agua y solventes orgánicos, es muy

higroscópico, de punto de ebullición 78 oC y gravedad específica 0.79. Este puede ser

nombrado de diferentes formas en función de las características que definen su calidad

y sus propiedades organolépticas, por consiguiente se denominará como: Alcohol

Absoluto, Alcohol Extrafino, Alcohol Fino y Alcohol Técnico. En la tabla 1.1 aparece los

valores máximos o mínimos de los parámetros que definen la calidad del etanol, de

acuerdo al nivel de impurezas que este posee (Norma Cubana N0 06-22. 1987) (Migoya M. O. 2000).

Tabla 1.1. Normas de calidad para alcoholes.


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El etanol se puede producir tanto por vía química, como bioquímica. En el primer caso se utilizan los más diversos procesos de síntesis, algunos de ellos ya muy conocidos, como la reacción de hidratación del Etileno con Vapor o como se le conoce industrialmente catálisis del etileno

OHHCOHHC 52242 ⎯→⎯+

o mediante hidrocarbonilación de metanol o conversión de gas de síntesis. En el segundo método, cualquier producto que contenga azúcares o hidratos de carbono fácilmente transformables en azúcar fermentable, almidón o celulosa por ejemplo, pueden servir de material de partida desde el punto de vista estrictamente teórico. Para que en la práctica se utilicen, es imprescindible considerar su rendimiento y su costo.

1.1.1 Etapas fundamentales en el proceso de producción de alcohol por vía bioquímica o fermentativa.

• Preparación de la materia prima para la fermentación.

• Etapa de fermentación.

• Etapa de purificación / concentración. La etapa de preparación del material depende de la fuente empleada. Las melazas se hidrolizan para obtener una hexosa, los cereales se muelen y se hidrolizan ya sea por vía ácida o enzimática para dar hexosas y la biomasa requiere dos hidrólisis para obtener pentosas y hexosas. En la etapa de fermentación por la acción de microorganismos como la Saccharomyces Cerevisiae para las hexosas y la Zynomona Mobilis para las pentosas, se obtiene la batición o vino que será procesado en la siguiente etapa y con un grado alcohólico que oscila de 4 hasta 8 o GL. Este vino obtenido por fermentación está formado fundamentalmente por agua etanol y una serie de compuestos orgánicos, formados en el propio proceso y que constituyen impurezas.(www.porquebiotecnologia.com.ar)(Fermentación. htlm)

(Blanco. G. 1978, 1991).

La ecuación en este proceso sería: Hexosas / pentosas + Levadura Etanol + CO2 + Levadura + Calor La etapa de purificación/concentración depende del grado de pureza que se desee alcanzar en el producto y según su destino.

http://www.porquebiotecnologia.com.ar/


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1.1.2. Usos del etanol. El etanol se emplea en la producción de bebidas, como antiséptico, solvente, agente preservante y precipitante, disolvente de nitrocelulosa, gomas, resinol, jabón y muchas otras sustancias. Últimamente ha ganado interés el empleo del mismo como materia prima para la fabricación de sustancias químicas, en la obtención de alcohol absoluto para combustible y en los últimos tiempos como combustible para la producción de hidrógeno con fines de generar electricidad en las llamadas celdas combustibles. (www.distillationgroup.com/distill) (Albernas. C. Y. 2005.) (Agüero T. C.1988) (www.world.etanol.production).

1.2. Análisis de la etapa de destilación.

1.2.1 Generalidades del proceso de destilación La destilación es un método para separar los componentes de una solución, en dependencia de la distribución de las sustancias entre las fases gaseosa y líquida, es aplicable a los casos donde todos los componentes se hallan presentes en ambas fases. Es una operación directa donde no se introduce una nueva sustancia a la mezcla para lograr una segunda fase, como se hace en otras operaciones con transferencia de masa, como absorción o desorción gaseosa, la nueva fase se crea de la solución original por evaporación o condensación. (Treybal, R. E. 1977) (Aguilar S. A. 1994). La destilación es la operación que incluye la evaporación parcial de la mezcla a separar y la condensación sucesiva de los gases formados, efectuada una o varias veces, como resultado de la condensación se obtiene un líquido cuya composición es distinta a la mezcla inicial. En la misma la fase líquida se empobrece, mientras que la fase vapor se enriquece en el componente más volátil. El líquido que se queda en el fondo de la caldera se denomina residuo y destilado el obtenido como resultado de la condensación de los vapores. (Hernán P. 1956).

1.2.2 Ventajas de la operación de destilación.

El método de destilación tiene como ventajas su simplicidad, baja inversión de capital y bajo potencial de riesgo; la nueva fase difiere de la original por su contenido calórico, pero el calor se adiciona o extrae rápidamente sin dificultad, aunque por supuesto, deberá inevitablemente considerarse el costo para hacer esto. De hecho la destilación como proceso, es difícil de vencer cuando los componentes a ser separados son térmicamente estables a su

http://www.distillationgroup.com/distill


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punto de ebullición y tienen una volatilidad relativa de 1.5 o más (Kirschbaum,

E. 1954; Treybal, R. E.1981). La separación directa que es posible generalmente mediante este tipo de proceso, o sea la que permite obtener productos puros que no requieran un proceso posterior, ha hecho de la destilación una de las más importantes operaciones con Transferencia de Masa.

1.2.3 Desventajas de la operación de destilación.

A pesar de la destilación ser de gran importancia en las operaciones de transferencia de masa tiene como aspecto negativo su baja eficiencia termodinámica por lo que se necesita hacer un estudio termodinámico a fondo de esta etapa. (Treybal, R.E.1981) (Mondeja, D.y col. 1981). Presenta además otra desventaja y son sus elevados costos por conceptos de energía necesaria.

1.2.4 Generalidades sobre la destilación de Etanol.

En la destilación alcohólica el líquido que se destila es el vino fermentado, del cual generalmente se recogen tres destilados. El primero denominado alcoholes de cabeza, son compuestos de punto de ebullición bajos, tales como aldehídos y ésteres, a continuación los alcoholes de buen gusto, constituidos principalmente por alcohol etílico, al final obtenemos los alcoholes de punto de ebullición alto, constituidos en su mayoría por los alcoholes superiores, el alcohol amílico, propílico etc. (Palacios Ll. H. 1965.);

(Posada. E. D.1989); (Blanco C. G. 1978).

El punto de ebullición de las mezclas de agua y etanol en el equipo donde se realiza la concentración, se eleva a medida que el líquido se empobrece en alcohol. Los vapores que se producen por ebullición de estos líquidos, son más ricos en alcohol que la dilución de que proceden. En este principio se basan los procedimientos de concentración y purificación, los cuales se efectúan normalmente y de forma tradicional mediante procesos de destilación y la utilización de columnas destiladoras y rectificadoras, casi siempre en número de tres como mínimo, hasta obtener una mezcla cercana al punto de azeotropía (Gálvez, I. 1973) (Bitter, R.1993). En virtud de que el alcohol tiene una presión de vapor mayor que la del agua, si se evapora una mezcla hidroalcóholica llevándola a ebullición durante un


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tiempo determinado y posteriormente se recogen sus vapores condensados, se obtiene un líquido más rico en alcohol que el original lo cual es una destilación simple. Cuando se repite este proceso para lograr el grado alcohólico deseado se tiene entonces una destilación fraccionada.

Las columnas destiladoras perfeccionan el agotamiento del alcohol y en algunos casos producen el alcohol necesario para el resto de las columnas.

En el caso de la destilación del etanol, a los vinos se le extrae casi la totalidad del alcohol que contiene, juntamente con los productos más volátiles y algo de agua, esta parte extraída recibe el nombre de flemas, llamándose mostos o vinazas a la parte del líquido agotado de alcohol y que contiene agua y las materias sólidas contenidas en el vino. (Velázquez de B. E 2000).

Estas flemas alcohólicas así separadas en una primera destilación precisa otra segunda destilación en columnas adecuadas para obtener de ellas, por una parte, alcohol a una concentración y con un grado de pureza lo mas elevado posible y por la otra agua y las impurezas que lo acompañaban, este segundo tratamiento se conoce como rectificación y en una tercera columna se pasteuriza el etanol y se separan las impurezas más difíciles de eliminar.

1.2.5 Estudio termodinámico del proceso de destilación.

Estudio del equilibrio líquido − vapor de sistemas binarios a bajas presiones

(Mondeja, D. 1981).

Para poder llevar a cabo la separación de una mezcla de líquido por medio de la destilación se requiere que la composición del vapor que emerge de la mezcla líquida sea diferente a la del líquido, siendo necesario conocer la relación que existe entre estas composiciones para que sea posible realizar los cálculos que permiten el diseño cuantitativo de un equipo de destilación, y esta se obtiene de datos de composición de vapor en equilibrio con el líquido.

Cuando se van a obtener estos datos se debe tener muy en cuenta las características de las mezclas y las condiciones a la que va a ser sometida durante el proceso.


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Sí se tuviese una mezcla miscible y con comportamiento ideal su estudio se pudiera llevar a cabo considerando comportamiento ideal en ambas fases líquido y vapor.

Para un líquido con comportamiento ideal, la fugacidad del componente (i) se expresa:

o

iLfixiVfiLf ⋅== (I. 1)

oilf : fugacidad en el estado tipo del componente (i) a [T, P]

Donde para bajas presiones la fugacidad del componente i en la fase vapor puede ser sustituida por la presión parcial, así como la fugacidad en el estado tipo por la presión de vapor del componente puro a la temperatura correspondiente. Bajo estas condiciones la ecuación anterior se transforma en:

o

ipixip ⋅= : siendo esta la expresión de la ley de Raoult. (I.

2)

oo221121 pxpxppP ⋅+⋅=+= (I.

3)

Debiendo señalarse además que o1p y o

2p dependen de la temperatura del

sistema que bajo condiciones isobáricas varían al cambiar la composición de las fases en equilibrio.

La composición de equilibrio líquido−vapor pude mostrarse en un diagrama

de coordenadas y−x a presión constante como se muestra en la figura

siguiente:


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A mayor distancia entre la curva de equilibrio y la diagonal mayor será la diferencia entre las composiciones del líquido y del vapor, y más fácil será la separación por destilación.

Una medida cuantitativa del grado de separación la expresa la volatilidad

relativa α. Para valores de α por encima de la unidad mayor será la facilidad

de separación.

Para una solución ideal: o

o

2

1

pp

=α (I.

4)

Por lo que se puede concluir que para soluciones ideales es posible calcular

el equilibrio vapor−líquido a partir de las presiones de vapor de los

componentes puros.

Para el caso de una mezcla con comportamiento ideal en la fase líquida a bajas presiones se puede hacer la siguiente consideración:

Fase líquida real

Fase vapor ideal


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Para el tratamiento cuantitativo de los sistemas que se analizan, fase líquida real, basta sustituir la fracción molar xi en las ecuaciones derivadas, para los

sistemas ideales, por la actividad o por el producto ϒi xi así:

opxPyp 11111 ⋅⋅=⋅= γ (I. 5)

opxPyp 22122 ⋅⋅=⋅= γ (I. 6)

El tratamiento de las soluciones no ideales mediante coeficientes de actividad posibilita que con un número pequeño de datos puedan predecirse todos los

equilibrios vapor −líquido.

Una vez definido estos datos de equilibrio es fundamental para la destilación realizar el análisis de las condiciones térmicas de cada corriente. Por lo general las alimentaciones y los productos entran y salen respectivamente como líquidos saturados, aunque el producto del destilado puede estar saliendo como líquido saturado si el condensador es total y como vapor saturado si el condensador es parcial. Desde el punto de vista termodinámico los vapores que abandonan cada plato, así como los líquidos se encuentran en condiciones de saturación y en equilibrio, por tanto se encuentran a sus puntos de rocío o de burbuja respectivamente.

En el caso industrial, en el proceso de destilación se puede considerar la fase líquida con comportamiento real y la fase vapor ideal, pues esta última se encuentra como vapor saturado y a presión atmosférica que es considerada una presión baja. El cálculo del punto de burbuja y de rocío se puede realizar mediante diversos métodos uno de los cuales es el tratado en el capítulo IV de (Hasbrouck, Kuncht. 1993) mediante un cálculo de tanteo y error.

1.2.6 Métodos para conducir la operación de destilación.


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Existen métodos para clasificar la operación de destilación de acuerdo a diferentes puntos de vista. (Ulrich, G. D.1999).

De una sola etapa Simple sin reflujo Operación diferencial

Según el método de operación Continua Con reflujo Periódica

Simple (laboratorio) Periódica (X = f(t)

Con reflujo

Según la naturaleza del flujo de las fases Simple o de equilibrio

Continua ( X = f(L))

Con reflujo Por etapas (columnas de platos) Según el método de contacto entre las fases Por contacto continuo (columnas rellenas).

Cualquiera de estos métodos que se aplique en dependencia de las condiciones de calidad, economía, se podrá llevar a cabo en forma continua o discontinua. (Guilliland, R. 1950).

1.2.7 Tipos de destilación.

Destilación simple: Es la operación de evaporación parcial efectuada una sola vez

de la mezcla líquida y la condensación de los vapores formados. Es aplicable sólo

para separar mezclas cuya volatilidad de los componentes difiere inicialmente, es

decir, donde la relación entre volatilidades relativas de los constituyentes, es

considerable.


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La destilación en fracciones: Se realiza mediante la evaporación gradual del

líquido que se encuentra en el alambique (Destilador - separador). Los vapores

originados se extraen y se condensan. La operación se puede ejecutar de forma

continua o discontinua.

Destilación simple con reflujo: Para elevar el grado de separación en la mezcla

se realiza la destilación con enriquecimiento adicional del destilado por reflujo. El fin

de la operación se controla según la temperatura de ebullición del líquido en el

alambique, se deberá corresponder a la composición dada del residuo.

Destilación en equilibrio: La evaporación rápida o destilación en equilibrio, como

también se le llama, es una operación de una etapa en la que una mezcla líquida se

evapora parcialmente, al vapor se le lleva al equilibrio con el líquido residual y las

fases líquidas y de vapor resultante se separan y extraen del equipo. Puede llevarse

a cabo de manera continua o discontinua.

Una separación más compleja de la mezcla líquida en componentes se logra por

medio de la rectificación. (Halvorsen, I. J. y Skogestads, S. 2000).

Destilación fraccionada o rectificación: La rectificación continua, o fraccionamiento,

es una destilación en contracorriente y en etapas múltiples. Para una solución

binaria, con ciertas excepciones, generalmente es posible por medio de este

método separar la solución en sus componentes, separando cada uno en estado de

pureza que se desee. (Holland Ch. D. 1988). Esta operación se efectúa porque el

flujo de vapor y de líquido poseen diferentes temperaturas y se realiza por lo común,

en la columna de fraccionamiento.

Destilación azeotrópica y extractiva: Debido a la imposibilidad termodinámica de separar mezclas binarias azeotrópicas por destilación convencional, la forma usualmente empleada para resolver este problema es la adición de un tercer compuesto a la mezcla, que proporcione un patrón termodinámico más favorable, facilitando la separación de ambos compuestos originales (Laroche

y col 1992). A partir de la aplicación de este concepto surgieron procesos especiales de destilación denominados destilación azeotrópica y destilación extractiva. En consecuencia, fue necesario el establecimiento de reglas que


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faciliten la selección de agentes de separación efectivos para lograr la separación deseada. Estas reglas comúnmente están relacionadas con la temperatura de ebullición del agente separador para definir si el mismo es ligero, intermedio o pesado en la mezcla ternaria resultante, así como con su habilidad para formar o no puntos azeotrópicos con los componentes originales.

Para la destilación extractiva solo una regla general fue definida: “Alimente en un plato cercano al tope de la columna un compuesto pesado que no introduzca azeótropos adicionales al sistema ternario resultante”. (Lang y col

1995)

La destilación azeotrópica se diferencia de la destilación extractiva en que el agente separador se alimenta junto con la mezcla binaria inicial en el balón y una mezcla azeotrópica constituye generalmente el producto de la columna. Sin embargo para los procesos de destilación azeotrópica es imposible establecer una sola regla general pues muchos autores encontraron que más de un agente separador puede cumplir los criterios de factibilidad. (Bernot y

col 1990).

Los esquemas mas modernos para la obtención de etanol absoluto, emplean la operación de destilación para llevar la mezcla hasta alcohol azeotrópico y para su posterior concentración emplean otras técnicas como la separación con membranas (pervaporación) y los tamices moleculares (López B.N .2005) 1.2.8 Equipos más usados en la operación de destilación. Para realizar el contacto gas-líquido de manera que ocurra la transferencia de masa entre ellos, la operación, como se explicó antes, puede ser por etapas, en las columnas de platos y por contacto continuo en las llamadas columnas rellenas, donde su uso ha estado dirigido a la destilación a pequeña escala, planta piloto y para las instalaciones que trabajan a vacío. (González S. E.2005) 1.2.8.1 Columnas de Platos La operación se lleva a cabo en etapas. El contacto por etapas es un contacto escalonado entre las fases. El plato va a proporcionar una mezcla íntima entre las corrientes de líquido y vapor. El líquido pasa de un plato a otro por gravedad en sentido descendente, mientras que el vapor fluye en sentido ascendente a través de las ranuras de cada plato, burbujeando a través del líquido.


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Al plato se le exige que sea capaz de tratar las cantidades adecuadas de líquido y vapor sin una inundación o un arrastre excesivos, que sea estable en su funcionamiento y resulte relativamente simple en cuanto a instalación y mantenimiento. También es importante conseguir que la caída de presión en el plato sea mínima www.diquima.upm.es. El número de platos necesarios para efectuar una separación dada vendrá determinado por factores de diseño. Por lo general cuanto mayor sea el número de platos de la torre, mayor será el grado de separación conseguida. Se pueden encontrar diferentes tipos de platos:

• Platos de campanas de borboteo: Ha sido el plato más ampliamente

utilizado, las campanas están colocadas sobre unos conductos de subida.

• Platos perforados: Su construcción es mucho más sencilla, requiriendo la

perforación de pequeños agujeros en la bandeja.

• Platos de válvulas: Es un intermedio entre los de campanas o de borboteo y

los platos perforados. La construcción es similar a los de campanas, cada

agujero tiene por encima una válvula que se eleva ante el paso del vapor.

A continuación se muestran esquemas de los mismos:

Plato de campanas Plato perforado Plato de válvulas Normalmente el tipo de plato más empleado es el plato perforado, debido fundamentalmente a su economía. Si se requiere una mayor flexibilidad entonces se hará uso de los platos de válvulas; actualmente los platos de borboteo aparecen únicamente en los casos en que es necesario controlar el tiempo de residencia para que se dé una determinada reacción química o si el flujo de vapor es insuficiente y se produce un goteo del líquido. (Boizán, M.; L. Rivero.1984; Bradford, M.1993) Según estadísticas de los últimos años de las columnas que se fabrican:

• 80 a 70 % son de platos de válvulas

• 10 a 15 % son de platos perforados o de criba

• 5 a 8 % son de platos de cazoletas de burbujeo

• 5 a 7 % son de otros tipos.


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Existen varios factores que justifican la fabricación de estas columnas: (Boizán, M.; L. Rivero.1984)

• Capacidad: depende del arrastre y este a su vez depende de la dirección

del flujo de vapor, la cota sobre el nivel del plato y el espacio libre entre

platos.

• Eficacia o eficiencia.

• Flexibilidad: depende de la autorregulación del plato

• Costo

De acuerdo a estos factores los distintos tipos de platos tienen la siguiente ubicación según se muestra en la tabla 1.1:

Tabla 1.1 Comparación de columnas de platos

Tipo Capacidad Eficiencia Flexibilidad Costo Válvulas 10 10 10 20

Cribas 20 20 30 10

Cazoletas 30 30 20 30

1.2.8.2 Columnas rellenas

En las columnas de relleno la operación de transferencia de masa se lleva a cabo

de manera continua. Estas son ocasionalmente usadas en procesos de destilación

pues compiten por su bajo costo con las de bandejas, son particularmente útiles en

los casos en que debe ser baja la caída de presión, como en los destiladores a

bajas presiones y en la destilación de materiales sensibles al calor cuya exposición

a altas temperaturas debe reducirse al mínimo. También su empleo se ve

favorecido en los casos que las columnas sean de pequeñas dimensiones (menos

de 0,6m de diámetro y una altura de relleno inferior a 6 m), si se tienen sustancias

corrosivas o se forma mucha espuma y si la velocidad del líquido es elevada

La función principal del relleno consiste en aumentar la superficie de contacto entre

el líquido y el vapor, aumentar la turbulencia y por tanto mejorar la eficacia. A

medida que aumenta el tamaño del relleno disminuye la eficiencia de la

transferencia de masa y aumenta la pérdida de carga, por tanto para determinar el


23

tamaño óptimo de relleno habrá que llegar a un compromiso entre estos dos

factores.

La selección del material de relleno se basa en criterios como resistencia a la

corrosión, resistencia mecánica, resistencia térmica y características de mojado.

Además, es necesario disponer de un distribuidor de líquido en la parte superior de

la columna para asegurar que el líquido moje de manera uniforme todo el relleno y

no se desplace hacia las paredes.

Se tienen varios tipos de relleno:

Volcados al azar: Este tipo de relleno es bastante económico y suelen ser de

materiales resistentes a la corrosión (metálicos, cerámicos o de plástico). Los

rellenos más empleados eran los anillos Rashig y las sillas o monturas Berl, pero

ahora han sido reemplazados por otros más eficientes como los anillos Pall, las

monturas Intalox y los anillos Bialecki.

Estructurado: es bastante más caro por unidad de volumen que el relleno al azar,

pero ofrece mucha menos pérdida de carga y tiene mayor eficiencia y capacidad.

Las desventajas de estos equipos están en su difícil limpieza, en la posibilidad de ocurrencia de canalizaciones y a que en ocasiones se requieren redistribuidores de líquido si la altura es considerable. 1.3 Metodología de cálculo de columnas de destilación

Tanto en el diseño como en la evaluación de un equipo para la destilación

intervienen cinco factores o principios fundamentales

- Las relaciones de equilibrio


24

- Los balance de materiales

- Las velocidades permisibles de flujo

- Los balances de energía

- Los costos.

Los dos primeros factores conllevan a la altura, la velocidad permisible al diámetro,

los balance de energía nos proporcionan los requerimientos energéticos o

requerimientos auxiliares. El costo es el factor determinante en la decisión de usar

una u otra operación o uno u otro equipo

En el cálculo del diámetro y la altura de la columna hay que tener en cuenta si se

trata de una columna de platos o una columna de relleno y hay que tener en cuenta

además la carga hidráulica de las mismas. (Velázquez de B. E. 2000) (Petroquímicos Nacionales Peña)(Rodríguez J. R.2000).

1− Balances de materiales.

Los balances varían en dependencia de las características de la alimentación a la columna y de las corrientes que se alimenten a la columna, además de las secciones que posea la misma.

Esto es para sistemas que no tengan azeótropos si no hay que recurrir a los métodos reportados por

2− Obtención de las líneas de operación para cada sección ( Roche, S. A.

1988).

Para obtener las líneas de operación es necesario establecer balances de materiales y/o de entalpía en cada zona de la columna

).( 7IDm XGDXn

GLy −=

Donde:

R = DL (relación de reflujo )

(I.8)


25

Haciendo un balance en el condensador G= L+D= D (R+1) (I.

9)

Por tanto

( ) ( )11 ++

+=

RXX

RRy D

nn : Sección enriquecedora.

(I.10)

R = ( 1.3 - 1.5 ) R mín.

Para alimentación al punto de ebullición.

Xyy

FF

FDX

−

−= ∗

∗

mín R :( Norman, W. S. 1961) (I.11)

Wmm XGLX

GLy −= : Sección empobrecedora (I.

12)

Sección empobrecedora sí se utiliza rehervidor.

Wmm XWL

WXWL

Ly−

−−

=

(I.13)

L : Flujo de líquido en la sección de agotamiento

G : Flujo de vapor sección de agotamiento.

Sí se está trabajando con una columna que tiene alimentaciones múltiples, por ejemplo dos alimentaciones, las líneas de operación se calculan de la

siguiente forma (Cuba Azúcar. 1993)

c-1) Sección I, sección enriquecedora.


26

).( 141 IXVDX

VLy D

In

I

In +=+

c-2) Sección II ,sección intermedia.

).( 151

1 IXVFX

VDX

VLy F

II

ID

IIP

II

IIP −+=+

c-3) Sección III, sección empobrecedora.

).( 1611 IX

VLX

VLy W

III

IIIm

III

IIIm −= ++

L : Líquido descendente por cada sección.

IIIIII VVV == : Vapor ascendente por la columna.

IF : Primera alimentación.

3- Determinación de las etapas de equilibrio Existen dos grupos de métodos para esta determinación (mezclas binarias) (Holland, Ch. D.1988). (González S. E.2005) Métodos exactos:

• Método de Mc Cabe-Thiele

• Método de Sorel – Lewis

• Método de Ponchon Savarit

Métodos cortos, rápidos o aproximados:

• Método de Fenske-Undergood-Gilliland

• Ecuaciones de Kremser (productos de alta pureza)

Métodos exactos

• Método de Mc Cabe-Thiele: es un método gráfico, método general para la

determinación de etapas en los procesos de transferencia de masa trazando

escalones entre la curva de equilibrio (C.E) y la línea de operación (L.O) Por

tanto hay que partir de trazar estas líneas con los balances de materiales y los


27

datos de equilibrio (figura 6.10). En este método se desprecian los calores de

solución. Ver figura 1.2.

Figura 1.2 Determinación de las etapas de equilibrio por el método de

Mc. Cabe-Thiele

• Método de Sorel-Lewis (stepwise): El método es una modificación del de Mc

Cabe-Thiele, pero es analítico. Para su aplicación hay que conocer las

ecuaciones que relacionan los datos de equilibrio y conocer la LO (balances), ya

analizadas

( )xfy =∗ Ecuación de la curva de equilibrio (I. 17)

111 ++

+=+ R

xxR

Ry Dnn LO de la sección enriquecedora (I. 18)

Pasos a seguir:

1. Se parte del condensador con Dyy = sobre la CE se halla X.

2. Con la X calculada en I.17 se determina 1+Ny en I.18

3. Con 1+Ny en (1) se determina X, y así sucesivamente.

Otro método similar es reportado en www.cepmagazine.org. • Método de Ponchon Savarit: consiste en determinar el número de etapas

teóricas partiendo de los balances de materiales y energía y basándose en

diagramas de entalpía- composición.

DLG nn +=+1 Sección enriquecedora. (I.19)

http://www.cepmagazine.org/


28

WGL mm += +1 Sección empobrecedora (I.20)

nn

nD

LnGn

Gnn

xyyz

HHHQ

DL

−−

=−

−′=

+

+

+

+

1

1

1

1 (I.21)

)22.('

'1

11 IHLnQ

HQxnzD

yzDGn

Ln nGn

−−

=−−

=+

++

)23.(''''

111 I

QHQH

XXmXy

nGnL

Lm

Gm

W

Wm

−−

=−−

=+

+

Δ

Δ+

La ecuación I.21 representa la ecuacion de la relacion de reflujo y las ecuaciones I.22 y I.23 las lineas de operacion en el diagrama Entalpia – Composición, como aparece en la figura 1.3.

Figura 1.3. Representacion del método de Ponchón Savarit

Métodos aproximados o cortos

• Método de Fenske Undergood-Gilliland (Holland, Ch. D.1988; Fair, J.1996; Smith, J.; H. C. Van Ness.1992). Este método consiste de tres pasos

fundamentales:

- Calcular número mínimo de etapas (Nm) para reflujo total. - Determinar la mínima relación de reflujo (Rm) para etapas infinitas. - Obtener las etapas teóricas mediante método empírico con Nm y Rm.


29

Cálculo de Nm mediante la ecuación de Fenske-Underwood: (incluye el rehervidor y condensador parcial).

ji

i

j

j

i

m

jxx

Nxx

N,log

log

α⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

= (I.24)

ó

( )( )αlog

11log

1 ⎭⎬⎫

⎩⎨⎧

−−

=+ Dw

wD

xxxx

n (I.25)

xI: composición del componente más volátil xj: composición del componente menos volátil Puede aplicarse por secciones.

El problema en el uso de este método es determinar el valor promedio de ji,α

Puede determinarse por:

( ) ( )1, ijNijji ααα = (I.26)

( ) ( ) ( )[ ]411

2ijFijNijij αααα = (I.27)

Una vez con el valor de Nm, se obtiene una correlación empírica entre el número de etapas N ó S y la relación de reflujo R, el número de etapas teóricas mínimas y la relación de Rm. (Gilliland.1950) Para sistemas ideales Sm y Rm pueden determinarse por las ecuaciones de Fenske-Underwood (figuras 1.4. a y b).

Figuras 1.4 a y b

Hay un nomograma que da de forma rápida los parámetros de diseño para mezclas binarias, que utiliza este método.


30

• Ecuaciones de Kremser

Cuando se quieren obtener componentes lo más puro posible se pueden utilizar las ecuaciones de Kremser como en la operación de absorción. La sección empobrecedora se comporta como un desorbedor y la sección enriquecedora como un absorbedor para el componente menos volátil. (Ulrich, G. D.1986) Para la sección empobrecedora:

( )

A

AAxx

xx

mNw

w

wm

p 1log

1log

1 ⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡+−

−

−

=+− α

α

(I.28)

xm: composición del líquido que abandona el plato m (último calculado por Mc Cabe-Thiele), α es la volatilidad relativa.

VLA α= (I.29)

( )( )⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−−

= *

*

11

yxxyα

Para la sección enriquecedora:

( ) ( )( ) ( )

AAAxy

xy

n

n

log

111/11/11log

1 01

0⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛ −

−−−−−−

=−αα

(I.30)

ny : Vapor que abandona el plato n (último obtenido por Mc Cabe-Thiele) desde la alimentación hasta arriba. Xo: componente del reflujo

VLA α

= (I.31)

Donde: L y V son los flujos de líquido y vapor en la columna

Para la mayoría de los líquidos ideales en donde α es casi constante para todas las concentraciones, las expresiones se pueden aplicar al fraccionador completo. En estos momentos son muchos los trabajos investigativos realizados a la obtención de software para el diseño y simulación de torres de destilación y que utilizan el método de Fenske-Underwood y Gilliland para mezclas multicomponentes así se dispone de los paquetes de programas MADSED, UNIDIS y uno de los más modernos el Haysi.

4 − Determinación de la altura de la columna.


31

A). Para columnas de platos

− Cálculo del número de platos reales, NPR.

ηPT

PRNN =

(I.32)

Conociendo el número de etapas teóricas NPT y donde η es la eficiencia de la

columna

Ecuación de O′ Conell es la eficiencia total del plato.

η= 0.5419 – 0.28531 log (α μ )

(I.33)

La altura de transferencia de masa para la columna viene dada por:

( )hNH PR 1−=

(I.34)

h : distancia entre platos

B) Para columnas empacadas

Para el cálculo de la altura H de estas columnas se puede partir de la altura de una

unidad de transferencia NTO o de la altura equivalente a un plato teórico HETP.

(Romero M. A.)

El método de la HETP se basa en determinar el número de platos teóricos NPT

requeridos para una sección dada por cualquiera de los métodos explicados

anteriormente. HETP representa una altura de empaque que realiza el mismo efecto

de separación que una etapa teórica. Este término generalmente es usado para

expresar la eficiencia de las torres empacadas y depende del tamaño y tipo de

empaque, de las propiedades del sistema y del diámetro de la torre.

Son muchos los experimentos y resultados obtenidos por diferentes autores donde

se reportan variaciones de HETP en función de la velocidad del vapor en la

columna.


32

Estos valores se determinan experimentalmente, pero, para columnas pequeñas de laboratorio y de planta piloto, con mezclas similares, pueden determinarse mediante ecuaciones empíricas, pero debe cumplirse que la relación del diámetro de la columna al diámetro del relleno no sea mayor 10, para que no se presenten problemas con la distribución del líquido. www.cheresources.com Un ejemplo de estas relaciones es la ecuación reportada por Gilliland o por Pavlov. En estas torres se trabaja con los flujos por unidad de sección transversal L' y G' o V'. Los flujos son suficientemente constantes para que la contradifusión entre fases sea real. H = HETP*NPT

(I.35)

Donde: HETP se obtiene mediante la ecuación de (Pavlov.K.F. 1981)

HETP=

RRmRmR

RRwVlib

vap

liq

vap

vap

)1(1

)1(log

1442.52.035.02.0

+−

+⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ +

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

ρρ

γμρ

γ (I.36)

Donde: El término del primer paréntesis de la derecha es el número de Reynolds, R relación de reflujo de la torre, Vlib volumen libre o porosidad

del empaque, γ superficie específica del empaque ( 32

mm ) , ρ densidad del

líquido y vapor ( 3mKg ), μ viscosidad (Pa.s), w velocidad del vapor referida

a la sección transversal de la columna ( sm ), m pendiente de la curva de

equilibrio.

Ecuación descrita por (Guilliland, R. 1950).

HETP=⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢

⎣

⎡+

5.075.0

'3-'0.2

) ()(

)G10 2.96(44.94GMgDt

DlLHPD ρ

μμ

(I.37)

L’, G’ flujos másicos superficiales kg/s m2, D Difusividad del sistema m2/s, Dt diámetro de la torre m, ρ densidad del líquido kg/m3, μ viscosidad del líquido Pa.s, Mg Masa molecular del vapor kg/kmol, H Constante de Henry, P presión atm, HP = 16(α Ml/ρ), α volatilidad relativa, ML masa molar del líquido.


33

A partir del número de la unidad de transferencia NTO

H=NTOGHTOG = NTOLHTOL

(I.38)

Donde: NTOG y NTOL son el número de unidades de transferencia determinadas en base a las concentraciones del gas o del líquido, HTOG y HTOL son las alturas de esas unidades de transferencia.

El número de unidades de transferencia puede ser determinado por el método de la

integración gráfica o numérica o por métodos aproximados. Debemos tener en

cuenta que es necesario trabajar en las dos secciones por separado.

Determinación de los valores de NTOL, HTOL, NTOG y HTOG

NTOG= 1

21

2* 1

1ln21

YY

YYdYY

Y ++

+−∫ (I.39)

HTOG= MG yaPtK

G*)1( −

(I.40)

NTOL=2

11

2* 1

1ln21

XX

XXdXX

X ++

+−∫ (I.41)

HTOL=ML xacK

L

*)1( −

5. Determinación del diámetro de la columna Para columnas rellenas. (a) Fijando una caída de presión. 1. Determinar la razón de flujos (L/G) en unidades másicas.

2. Calcular el factor siguiente en unidades másicas.

GL

G

GL

ρρρ−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

3. Escoger el valor de ∆P/Z deseada. Este valor puede modificarse al determinar la

∆P total de la columna. Se recomienda un valor de 0.05-0.1 pieOHp 2lg para


34

operaciones al vacío, de 0.2- 0.4 pieOHp 2lg para operaciones alrededor de la

presión atmosférica y de 1.0-1.5 pieOHp 2lg para operaciones a alta presión.

4. Utilizando la figura 6.34 u otra similar, con el factor siguiente y determinar el valor

de la ordenada Y.

GL

G

GL

ρρρ−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

5. Calcular el flujo de gas por unidad de área

21

10

/

.)(

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ −=′

JCgYG

F

cGLGFF μ

ρρρ (I.42)

6. Determinar el diámetro

GGD′

= π

4 (I.43)

Donde: G’ Flujo másico superficial de gas en la sección de agotamiento, G es el

flujo másico de gas.

(b) Fijando un porciento de inundación es el método mas usado.

En este caso el procedimiento se modifica en los pasos 3, 4 y 5 a:

3. Utilizando la figura 6.26 de (Treybal. R.E. 1981) u otra similar con el factor

siguiente y bajo condiciones de inundamiento, determinar el valor de la ordenada

Yn.

GL

G

GL

ρρρ−

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

4. Calcular el flujo de gas de inundación por unidad de área.


35

21

10

/

.)(

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ −=′

JCgYG

F

cGLGFF μ

ρρρ

5. Determinar el flujo de gas de operación como un porcentaje del flujo de gas de

inundación

G' = (50 %-80 %) Gf

6. Determinar el diámetro

GGD′

= π

4

• Para columnas de platos Mediante el método descrito por (Treybal. R.E. 1981) 1. Propiedades físicas de las fases y los flujos.

2. Calcular el valor de L

G

GL

ρρ

3. Asumir el un valor de t = (15.24 - 91.44) cm.

4. Cálculo de a,b,Cf.

a = 0.0492t+0.00405

b = 0.0564t+0.0204

Para cazoletas

Cf=2.0

02.0 1log ⎥⎦

⎤⎢⎣⎡

⎥⎥⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢⎢⎢

⎣

⎡

+γ

ρρ

b

GL

a

L

G

(I.44)

Para platos perforados

Cf= ⎥⎦⎤

⎢⎣⎡ +

⎥⎥⎥⎥⎥

⎦

⎤

⎢⎢⎢⎢⎢

⎣

⎡

+ 5.05 1logAaAob

GL

a

L

G

ρρ

(I.45)

5. Cálculo de Vf

Vf= Cf5.0

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ −

G

GL

ρρρ (I.46)


36

6. Cálculo de V

V=75%Vf Cuando hay formación de espuma.

V= (80-85)%Vf Cuando no hay formación de espuma.

7. Calculo del valor de An

An=VQ (I.47)

8. Cálculo del valor de At

At= An + Ad (I.48)

Para el cálculo de Ad se busca el valor de 100AtAd en la Tabla 6.1 del (Treybal.

R.E. 1981) suponiendo un valor de W = (0.7d-0.8 d) longitud del bajante

-Mediante el método descrito por (Pavlov.K.F. 1981) -Cálculo de la velocidad del vapor

w=vap

vapliqCρ

ρρ − (I.49)

Donde: ρL y ρG son las densidades del líquido y vapor en kg/m3 y C es una

constante que depende del tipo de plato y la distancia entre ellos.

Cuando liqρ > vapρ vap

liqCwρρ

= (I.50)

-Cálculo del diámetro.

D= w785.0

V (I.51)

Donde: V es el flujo de vapor mayor en la columna en m3/s, W es la velocidad

ficticia del gas referida a la sección transversal en m/s.

9. Cálculo del diámetro.

D =πAt4 (I.52)

10. Cálculo de Wq


37

Si Wq < 0.015

smm3

Flujo cruzado, entonces el W escogido es el correcto.

Si Wq < 0.032

smm3

Otros flujos Entonces hay que suponer un nuevo valor de W

y repetir los mismos pasos.

11. El valor de t >1.8 ΔH

ΔH=Lg

PρΔ (I.53)

glPPPP Δ+Δ+Δ=Δ σsec (I.54)

2

2

secGorw

Pρ

ζ=Δ (I.55)

deqP σσ

4=Δ (I.56)

ghelkP liqgl ⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ Δ++=Δ

23.1 ρ (I.57)

Donde:ΔH es la carga en el plato (m), ζ constante que depende del espacio libre

en el plato, deq diámetro equivalente (m), do diámetro de los orificios a través de

los cuáles burbujea el gas en el plato (m), wo velocidad a través de los orificios del

plato perforado (m/s), hu altura del tabique de derrame (m) y Δh la cresta de

líquido sobre el tabique.

En la figura 1.5 se representa de forma sintetizada los diferentes métodos de

cálculo para el diseño de columnas de destilación.

1.4 Métodos para mejorar eficiencia en la destilación Cuando se estudia la optimización de torres de destilación se hace sobre la base de optimizar la relación de reflujo y se ha visto que los costos mayores de este proceso están dados por los costos de operación (cargas de calor y enfriamiento) y que estos son mayores que los costos fijos. Por tanto, para mejorar la eficiencia en esta operación hay que mejorar la eficiencia termodinámica de la operación, que no es más que mejorar la eficiencia energética de la misma, que presupone acercarse al comportamiento reversible, eliminando al máximo las causas de irreversibilidad que


38

para este caso pueden centrarse en la literatura: (Holland, Ch. D .1988; Humphrey, J.; L.1992). - Calor transferido con diferencia de temperatura mayor que cero. - Transporte de masa con gradiente de concentración diferente de cero. - Mezcla de líquidos y vapores de composiciones diferentes. Teniendo en cuenta estos aspectos puede decirse que las líneas de actuación que logran incrementar la eficiencia energética de la destilación se reducen a: - Mejoras en la transferencia de masa o procesos de separación.

- Mejoras en la transferencia de calor.

- Utilización de operaciones alternativas (tecnologías modernas).

1.4.1 Mejoras en los procesos de separación. Para lograr mejoras en los procesos de separación, debe hacerse de forma tal que la corriente de vapor entre al plato lo más cercanamente en equilibrio con el líquido del plato. Para alcanzar esta condición a través de la torre, se requiere que la línea de operación coincida con la curva de equilibrio, lo que implica una relación de reflujo y un suministro y remoción de calor en cada plato, lo cual, aunque se han hecho aproximaciones es impracticable. (Mondeja, D.1987) 1.4.2 Mejoras en la transferencia de calor

En este caso casi siempre se requiere del uso de múltiples columnas (dos como mínimo) conocido como efectos múltiples. Existe el sistema de multiefectos donde las dos columnas trabajan en paralelo a los efectos de la alimentación y el vapor de una se utiliza como calentamiento de la siguiente. También se logran mejoras en este proceso, con el empleo de corrientes del proceso (Hernández A. M. 1991). 1.5 Equipos auxiliares utilizados en la etapa de destilación. En la etapa de destilación se utilizan varios equipos auxiliares con fines de adicionar o remover calor a las corrientes necesario para alcanzar las temperaturas requeridas, ya sea por requerimientos del proceso como tal o por parámetros que deben cumplir algunas corrientes residuales con el medio ambiente. Estos equipos pueden ser de diferentes diseños, ya sea de doble tubos o de tubos y concha o en forma de serpentín, según los requerimientos y los flujos manejados. (Arratia M.A.) Generalmente se utiliza un calentador para la alimentación a la columna, el cual garantiza que la mezcla alimentada entre a la temperatura de ebullición y esto permite ahorros energéticos desde el punto de vista de la operación. La remoción del calor en una columna de destilación se realiza a través de un condensador. De forma indirecta los condensadores permiten aumentar el grado de


39

pureza del producto ya que parte del condensado obtenido se retorna hacia la columna de destilación aumentando la pureza del producto. Para mejorar la transferencia de calor, así como aprovechar el grado alcohólico del residuo se utiliza tradicionalmente una caldereta que es la encargada de recircular a la columna el residuo con mayor temperatura. 1.6 Efecto ambiental de las corrientes en la etapa de destilación.

En la última década, la solución a los residuales de las industrias se ha convertido en un tema obligatorio para todo el personal técnico responsabilizado con la operación de las plantas químicas y de la población en general. Toda tecnología que se vaya a acometer ya sea de modificación, ampliación o una nueva tecnología debe tratar de que sea una tecnología limpia. La producción más limpia (PML) es una práctica empresarial que se aplica a todo proceso de cualquier empresa o subsector industrial, para incrementar la productividad y las utilidades económicas, mediante el uso óptimo de agua, energía y materias primas por unidad de producto, minimizando al mismo tiempo, la generación de desechos y los costos inherentes al tratamiento y disposición de los mismos. (CPTS 2001) Las vinazas de destilería constituyen un residual altamente contaminante el que de ser eliminado en uno u otro porciento redundaría en un beneficio ecológico (Fabelo F. J. 1985) La naturaleza y la composición de los mostos productos de la destilación de etanol depende de la materia prima de la cual se haya obtenido: mieles finales, jugos ya sean sometidos a la clarificación simple o a clarificación por sulfatación (en la producción de azúcar crudo o blanca, respectivamente). La composición depende además de: el sistema de fermentación, los productos químicos, los nutrientes, los tipos de equipos de destilación, el tipo de levadura utilizada, la calidad del agua, el sistema de funcionamiento y los operadores. Las vinazas se usan como suplemento de alimento animal después de pasar por un evaporador donde se concentran o pueden ser utilizados como fuente energía al ser quemados en calderas de recuperación. Se ha valorado como biofertilizante, por su alto contenido de fósforo, potasio y nitrógeno, siendo capaces de sustituir considerables cantidades de fertilizantes y minerales artificiales. Además se considera otra alternativa una fermentación anaerobia utilizando bacterias para producir biogás. (Santos H. R. 1999) 1.7 Análisis técnico- económico de alternativas de inversión En el proceso inversionista el análisis técnico-económico permite determinar si una inversión proyectada es capaz de satisfacer los requerimientos que le han originado y si es factible económicamente. Con el análisis económico se logra el perfeccionamiento del proyecto y una utilización más racional de los recursos. (González. S. E 1987, 2003) (Brisuela, E. 1991). En el análisis económico se incluyen: - Costo de producción - Costo de la inversión - Ganancia


40

1.7.1 Importancia de la estimación de los costos. Los métodos para estimar los costos son muy importantes, porque son utilizados en el cálculo de la factibilidad económica de un proyecto y la toma de decisiones cuando hay varias alternativas. La predicción está basada en porcentajes o factores que son generalmente aplicables.

41

Figura 1.5 Metodología de cálculo para el diseño de columnas de destilación.

Balances de Materiales

Ecuaciones de Kremser

Obtención de las líneas de operación

Cálculo Npt Métodos

Fenske-Undergood-Gilliland Ponchon

S itSorel – L i

Mc Cabe-Thiele

II

Para columnas Para columna de platos

I

42

Fijando la caída de presión

Determinación de la altura de la

columna

Método de Treybal

Determinación del número de platos teóricos

Determinación de la altura de la

columna

Método de Pavlov

III IV

Determinación del diámetro

Determinación del diámetro

Fijando un % de inundación

V

Determinar L/G

VII

Determinación de la HEPT

I

Determinación de la eficiencia del plato

teórico

II

43

V

Asumir el valor de ∆P/Z

En la Fig. 6.34 determinar Y

Calcular el flujo de gas.

VII

En la Fig. 6.34 en condiciones de inundamiento

determinar Yn.

Calcular el flujo de gas de inundamiento

Calcular el flujo de gas de operación

IV

Cálculo de C

Cálculo de la velocidad del

vapor

Determinar diámetro



III

Propiedades físicas de las fases

y los flujos.

Calcular el valor de

L

G

GL

ρρ

Asumir un valor de t y calcular constantes

Cálculo de Vf y V

Cálculo del valor de An y At

Cálculo hidráulico para verificar diseño


44

1.8 Conclusiones parciales. 1. En las etapas del proceso de producción de alcohol etílico por vía

fermentativa, la etapa de destilación es fundamental, para obtener el alcohol

con la calidad que se requiere para los diferentes usos que se le dará

posteriormente.

2. En el diseño de columnas de destilación es necesario tener en cuenta, a la

hora de seleccionar el contacto entre las fases, las capacidades con que van

a trabajar las mismas, ya que para plantas pilotos se pueden emplear

columnas rellenas.

3. En el diseño de la etapa de destilación de una nueva planta de producción de

alcohol etílico, es necesario realizar un análisis de alternativas, para mitigar

las dos principales deficiencias de esta operación, alto consumo energético y

residuos contaminantes al medio ambiente.

45

Capítulo II: Alternativas tecnológicas de la etapa de destilación.

2.1 Destilación de etanol.

En el proceso de obtención de etanol por vía fermentativa, al efectuarse la

destilación de los vinos fermentados por distintos procedimientos, de acuerdo a

la materia prima, se obtienen flemas alcohólicas de 45 a 50 oGL y también de

hasta 90 a 95 oGL. Estas flemas se caracterizan por contener todas las

impurezas volátiles que tenían los vinos, como alcoholes superiores, aldehídos,

ésteres, ácidos, etc, las cuales resultan inadecuadas para la preparación de

productos de alta calidad como esencias, perfumes, rones clase A y otros varios

usos industriales (López B. N. 2005). Para obtener el alcohol puro exigido para

los usos citados es preciso realizar una depuración de las flemas, operación que

se denomina rectificación y que en esencia es una destilación fraccionada

realizada en una forma especial. En ella se consigue un alcohol puro de máxima

concentración y la extracción de impurezas lo más concentrada posible.

Todos los esquemas de rectificación se basan en los mismos principios y todos

incluyen de una manera u otra las siguientes columnas:

• Columna Destiladora/Destrozadora: Elimina la mayor parte del agua de

la batición o vino de la fermentación, junto con los sólidos suspendidos,

sales minerales disueltas y otros productos no volátiles.

• Columna Depuradora/Hidroselectora/Extractiva/ de alto grado: Concentra el alcohol desde 45 % hasta el 93% peso, se elimina toda la

acidez y parte de los aceites que venían de la destiladora, reduciendo el

porcentaje de alcohol de mal gusto. En ella tiene efecto la separación de

la mayor parte de los productos de cabezas y en algunos casos de color

también.

• Columna Rectificadora: Su principal función es alcanzar el grado

alcohólico deseado y eliminar a su vez productos de cola.

• Columna Repasadora/Pasteurizadora/Desmetilizadora: Actúa solo

sobre el alcohol concentrado, completando la separación de impurezas de

46

cabeza principalmente y obteniendo un alcohol extrafino de 96,4o GL, se

caracterizan por contener todas las impurezas volátiles que tenían los

vinos, como alcoholes superiores. (López B. N. 2005).

Como se señalo con anterioridad una de las desventajas de esta operación es el

alto consumo energético a continuación se analizaran una serie de esquemas

para mejorar el proceso de transferencia de calor en la etapa de destilación.

2.1.1 Esquemas para mejorar la transferencia de calor en la etapa de destilación. En este caso casi siempre se requiere del uso de múltiples columnas (dos como

mínimo) conocido como efectos múltiples.

Existe el sistema de multiefectos Figura 2.1 donde las dos columnas trabajan en

paralelo a los efectos de la alimentación y el vapor de una se utiliza como

calentamiento de la siguiente. La relación del vapor producido (V1) en la primera

columna con la alimentación viene dada por la expresión:

( )( )n

xFV F

1111

−−+

=αα

(II.1)

Figura 2.1 Sistema de multiefectos

El sistema de recompresión del vapor Figura 2.2, ha eliminado el condensador

(efecto simple) se alimenta el vapor producido de cabezas al compresor, que

una vez comprimido actúa como fluido de calefacción del collarín y que tras

47

atravesar la válvula de expansión suministra el reflujo a la torre de destilación.

Aquí el vapor mínimo producido se determina por la expresión:

( )( )[ ]111

min −−+

=αα FxF

V

(II.2)

xD→1

xw→0

Figura 2.2 Sistema de recompresión del vapor

-El sistema con reuso del vapor Figura 2.3 (dos efectos) presupone utilizar el

vapor producido en la primera columna como medio de calefacción y a su vez

alimentación a la segunda. Es el esquema muy similar a las torres destiladora y

rectificadora de los esquemas de producción de alcohol de las destilerías

tradicionales.

Figura 2.3 Sistema con reuso del vapor

-El sistema de torre separada o dividida Figura 2.4 (dos columnas) presupone

utilizar el vapor producido en el primer efecto como medio de calefacción del

48

segundo, el que después de pasar por el calderín se utiliza como reflujo de la

primera y como alimentación a la segunda, ya sea en forma de vapor o líquido.

Figura 2.4 Sistema de torre separada o dividida

-El sistema de torres separadas modificada Figura 2.5, presupone un esquema

similar al anterior, pero el residuo de la primera columna, constituye corriente de

alimentación adicional en la parte inferior de la columna.

La relación vapor/alimentación para los diferentes esquemas puede

correlacionarse con la volatilidad relativa (α) para extremos en que la

composición de la alimentación sea muy alta (xF→1) o muy baja (xF→0).

Figura 2.5 Sistema de torre separada modificado

2.2 Esquemas seleccionados para la etapa de destilación

De acuerdo a los esquemas analizados y teniendo en cuenta los empleados en

nuestras destilerías se analizaron diferentes alternativas, que contemplan

emplear dos columnas, una destiladora (CD) y una rectificadora o de alto grado

(CR), que concentra los vapores alcohólicos (VA) que salen de la destiladora a

49

60o GL, para obtener un alcohol de 95o GL, una variante es considerando las dos

columnas de platos y otras variantes considerando la columna destiladora de

platos, por traer la batición algunas partículas disueltas y para la rectificadora

una columna rellena, por la pequeña capacidad, empleando empaques de

anillos rasching cerámicos de ¾ plg y monturas intalox de 1 plg.

Para hacer un aprovechamiento del calor se precalienta la batición con los

vapores de la rectificadora en el condensador y posteriormente en una variante

se calienta hasta el punto de ebullición en un calentador con vapor y en otra

aprovechando el calor de las vinazas de la destiladora la cual se enfría hasta 84 oC.

2.3 Ecuaciones fundamentales para el diseño de los equipos

2.3.1 Balance materiales en las columnas.

Los datos seleccionados para el diseño fueron obtenidos mediante balances en

toda la planta de alcohol. Fueron tomadas las corrientes necesarias para esta

etapa, las cuales se muestran en la Figura 2.6 y otros datos, los cuales fueron

asumidos de acuerdo a esquemas de destilerías existentes.

Figura 2.6. Corrientes para el balance de materiales

63,44 kg/h de vapor C. Destiladora

C. Rectificadora

188,61 kg /h de residual

3.70 kg/h de residual 25,96 % masa

36,82 kg/h vapor

4.53 kg/h de Bioetanol (1,5 HL/día) 93,6 % masa

8.32 kg/h vapores de alcoholes 53,7 % masa

133,41 kg/h de Batición 3,9 % masa

50

Los datos seleccionados para el diseño fueron:

Para la columna Destiladora:

Composición de la alimentación: X F = 5 oGL= 3,9 % masa

Alimentación de vapor vivo con presión de 1,6 Kg/cm2

Composición del vapor del tope: X VA =60 oGL= 53,7 % masa

Composición del residuo o vinaza XW: 2*10-3 % masa.

Del balance de materiales los flujos fueron los siguientes:

Flujo de Batición F: 133,41 Kg/h

Flujo de vapor de alcohol VA: 8,235 Kg/h

Flujo de Vinaza W: 188,6 Kg/h

Para la columna Rectificadora:

Composición de la alimentación en forma de vapor XVA: 60 oGL= 53,7 % masa

Composición del destilado en el tope XD: 95 oGL= 93,6 % masa

Composición del residuo o cola XW: 30 oGL =25 % masa

Flujo de Alcohol Destilado D: 4,5312 Kg/h

Flujo de Cola en la rectificadora (W): 3,70 Kg/h

Relación de reflujo R: =1,5 Rmin= 4,88

2.3.2 Diseño de la columna destiladora

Para el diseño de las columnas de platos, en el cálculo del número de etapas

teóricas se emplearon métodos no muy usados tradicionalmente por ejemplo en

la destiladora, se aplicó el método de las ecuaciones de Kremser, ya que se

tiene que concentrar mucho el alcohol, partiendo de una baja concentración, se

comporta como una sección de agotamiento, por lo que el método gráfico de Mc.

Cabe Thiele, no resulta. Se aplicó la ecuación (I.28)

51

Para la determinación del diámetro se empleó la ecuación (I.51) y para la

determinación de la velocidad ficticia se emplea la ecuación (I.49).

Para la determinación de la altura de la columna destiladora se utilizó la

ecuación (I.32).

Para el cálculo hidráulico de la columna destiladora.se utilizaron las ecuaciones

de la (I.53) a la (I.57) 2.3.3. Diseño de la columna rectificadora. Para la columna rectificadora se empleó el método de Sorel-Lewis como lo

desarrolla (Treybal.R. E. 1981) el cual fue programado en Software Profesional

Microsoft Excel.

El método es una modificación del de Mc. Cabe-Thiele, pero es analítico. Para

su aplicación hay que conocer las ecuaciones que relacionan los datos de

equilibrio y conocer la línea de operación (LO) de cada sección por balances de

materiales.

Para determinar la CE ajustada se utilizó la ecuación (I.17) de la cual se pudo

obtener

0862.02004.579.14843.174256.7 232 +⋅+⋅−⋅+⋅−=∗ xxxxy

(II.3)

Para determinar la LO de la sección enriquecedora se utilizó la ecuación (I.10) de la cual se pudo obtener.

188.4936.0

188.488.4

1 ++

+=+ nn xy

(II.4)

52

83.0

159.0−=

yx

Para determinar la LO de la sección empobrecedora se utilizó la ecuación (I.13) de la cual se pudo obtener.

3.722.103.70.259X

3.722.1022.10y mm −

⋅−

−=

(II.5)

2.15.0+

=yx

Para determinar la altura de la columna rectificadora rellena, se aplicó el método

de la altura equivalente al plato teórico (HETP) se utilizó la ecuación (I.35).

Donde: NPT se determina por el método de Sorel Lewis y la HETP por la

ecuación (I.36).

Para el cálculo del diámetro de la columna se empleó la ecuación (I.43)

Para cálculo hidráulico de la columna se utilizó la figura 6.26 del (Treybal.R. E. 1981).

2.3.4 Ecuaciones fundamentales para el diseño de los equipos auxiliares

Para el diseño del calentador y del condensador se emplearon las

ecuaciones de diseño mediante el método convencional de cálculo de (Kern. D. Q. 1999) el cuál se programó en Software Profesional PSI.

TCpmmezcQ Δ=

(II.6)

TverdAUDQ Δ⋅⋅=

(II.7)

RdreqUc

U D

+=

11

(II.8)

53

hohiohohioUc

+⋅

=

(II.9)

DeqKNuho ⋅

=

(II.10)

DEDIhihio ⋅=

(II.11)

HOAANoHo =

(II.12)

Donde: Q es la cantidad de calor que necesita la mezcla de alimentación

( hKJ ),mmezc es la masa de la mezcla de Bioetanol – Agua ( h

Kg ), Cp es la

capacidad calorífica a presión constante ( CKgKJ

o ), ∆T es la diferencia de

temperatura que experimenta la mezcla de Bioetanol – Agua (oC), UD es el

coeficiente de diseño sucio ( ChmKJ

o2 ), A es el área de transferencia de calor

(m2), ∆Tverd es la diferencia de temperatura verdadera (oC), Uc es el coeficiente

de diseño limpio ( CmW

o2 ), Ao es área de cada horquilla (m2), A es el área total

(m2), NoHo es el número de horquillas.

En el caso del diseño del calentador con vinazas se utilizó la misma metodología

que en el calentador con vapor con la diferencia de que es el intercambio de

calor entre dos líquidos por lo que cambian los coeficientes de transferencia de

calor.

Para el diseño de la caldereta se utilizó la metodología propuesta por (Kern. D. Q. 1999) y se programó igual que el condensador y el calentador mediante el

Software Profesional PSI.

54

Q= HF Δ⋅

(II.13)

A=3600

1000⋅⋅

⋅dTUd

Q

(II.14)

Av= atL ⋅⋅π

(II.15)

NoV=AvA

(II.16)

Dcald=1.5 DV

(II.17)

Lc=Ls+0.05

(II.18)

Vcald= 1000785.0 2 LcDcald

(II.19)

Vc= 1000785.0 2 LcDv

(II.20)

Donde: Q es la cantidad de calor que necesita el residuo ( hKJ ), F es el flujo de

residuo que entra a la caldereta ( hKg ), HΔ es la diferencia de entalpía entre el

líquido y el vapor )( KgKcal ,λ es el calor latente de cambio de fase ( Kg

KJ ), A

es el área de transferencia de calor (m2), UD coeficiente de diseño sucio

( CmW

o2 ), dT es la diferencia de temperatura en entrada y la salida (oC), Av

es el área por vuelta (m2), at es la superficie exterior del tubo ( lglg 2

pp ), L

55

longitud de una vuelta (m), Nov es el número de vueltas del serpentín, Dv es el

diámetro de una vuelta (m), Dcald es el diámetro de la caldereta (m), Ls es la

longitud del serpentín (m), Lc es la longitud de la caldereta (m), Vcald es el

volumen de la caldereta (m3), Vc es el volumen cubierto en el serpentín (m3).

Para el diseño del enfriador se utilizó la misma metodología de cálculo que para

la caldereta con la diferencia de que en este caso el enfriamiento es con agua

por lo que cambia el coeficiente de diseño.

Para el diseño del tanque se utilizaron las fórmulas planteadas por (Peters. M.S. 2003) para conocer las dimensiones del mismo.

hrVTANQUE ⋅⋅= 2π

(II.21)

dh ⋅= 5.1

(II.22)

Donde: h es la altura del tanque (m), d es el diámetro del tanque (m), VTANQUE es

el volumen del tanque (m).

Para el diseño de las tuberías y accesorios se utilizaron las ecuaciones

referenciadas en (Rosabal.V.J. 1989). AVQ ⋅=

(II.23)

4

2DVQ ⋅⋅=

π

(II.24)

( ) hpg

Vg

PZH +⋅

Δ+

⋅Δ

+Δ=2

2αρ

(II.25)

56

gVK

DiLfhp

⋅⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ += ∑ 2

2

(II.26)

QgHN ⋅⋅⋅= ρ

(II.27)

1000'

⋅=η

NN

(II.28)

''' NN ⋅= β

(II.29)

Donde: Q es el flujo de líquido ( sm3

), V es la velocidad del fluido ( sm ), A es el

área de la tubería (m2), D es el diámetro de la tubería, H es la carga de la

bomba (m), ∆Z es la altura de la tubería (m), hp son las pérdidas locales (m), g

es la aceleración de la gravedad ( 2sm ), ρ es la densidad del fluido, PΔ es la

caída de presión (Pa), β es el coeficiente de reserva de potencia de los

motores, K coeficientes de resistencia locales, N es la potencia útil (Kw), N’ es la

potencia consumida (Kw), N’’ es la potencia de instalación (Kw), η es la

eficiencia de la bomba.

2.4 Alternativas valoradas

Las alternativas valoradas aparecen mostradas en los esquemas siguientes:

Alternativa I: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados

y la columna rectificadora (CR) rellena con anillos Rasching de ¾ plg. de

diámetro nominal. Precalentamiento de la alimentación con vapores de la

rectificadora y calentamiento con vapor de agua en calentador.

57

Figura 2.7. Esquema de la alternativa I.

En todas las alternativas seleccionadas la columna destiladora, el condensador,

el tanque de batición, el tanque de almacenamiento de alcohol, el enfriador así

como la caldereta se diseñaron de la misma forma, por lo que sólo se reportará

en esta alternativa. En el caso del calentador y las tuberías y accesorios el

diseño para las alternativas I, II y III también se reportara en esta alternativa.

Los resultados para las dimensiones de las columnas aparecen reportados en

las tablas 2.1 y 2.2.

En la tablas 2.3, 2.4, 2.5, 2.6, 2.7 y 2.8 aparecen los resultados del diseño de

los equipos auxiliares. En la tabla 2.9 aparece los datos de diseño de las

tuberías y accesorios. Tabla 2.1. Datos de diseño de la Columna Destiladora

Parámetro Resultados UM Número de Platos teóricos 6.16 -

Eficiencia de plato 0,4 - Número de Platos reales 16 -

Distancia entre platos 0,25 m Altura 3.75 m

Diámetro 0,22 m Material de Construcción Acero Inoxidable -

Caída de presión 1130.065 Pa

Tabla 2.2. Datos de diseño de la Columna Rectificadora Rellena

Parámetro Resultado UM Empaque de anillos Rasching ¾" Plg

Diámetro 0.10 m Número de platos teóricos sección enriquecedora. 8.37 -

58

HETP en la sección enriquecedora 0.4789 m Altura de la sección enriquecedora 4.12 m

Número de platos teóricos sección empobrecedora 2 - HETP en la sección empobrecedora 0.5866 m Altura de la sección empobrecedora 0.1173 m Altura total de empaque en la torre 4.626 m Caída de presión/altura de empaque 490.2 m

Pa


Tabla 2.3. Datos de diseño del calentador

Parámetro Resultado UM Cantidad de calor intercambiada 12219.2 h

KJ

Diámetro interior del tubo interior 0.0135 m Diámetro exterior del tubo interior 0.019 m

Diámetro exterior del tubo exterior 0.03175 m Diámetro interior del tubo exterior 0.026 m

Coeficiente limpio de diseño 1057.53 2hmKJ

Coeficiente sucio de diseño 848.04 2hmKJ

Número de horquillas 2 - Longitud 3.61 m

Área de transferencia 0.2164 m2

Área en exceso 32.2 %

Masa de vapor necesaria 5.23 hKg

Tabla 2.4. Datos de diseño del condensador


KJ

Diámetro interior del tubo interior 0.0084 m Diámetro exterior del tubo interior 0.0127 m Diámetro exterior del tubo exterior 0.019 m Diámetro interior del tubo exterior 0.0148 m




59

Área de transferencia 9.2 10-2 m2


Masa de vapor necesaria 1.99 hKg

Caída de presión en los tubos 2.8 10-12 2lgp

lb

Caída de presión en el ánulo 0.64 2lgplb

Tabla 2.5. Datos de diseño de la caldereta.

Parámetro Resultado UM Cantidad de calor necesaria 19988.7 h

KJ

Diámetro interior del tubo 0.0848 m Diámetro exterior del tubo 1/2 Plg


Número de vueltas 15 - Diámetro de la vuelta 0.178 m

Diámetro de la caldereta 0.268 m Longitud de la caldereta 0.32 m

Masa de vapor 8.88 hKg

Flujo volumétrico 18.96 L Volumen de la caldereta 18.12 m3

Volumen cubierto en el serpentín 8.05 L

Tabla 2.6. Datos de diseño del tanque de almacenamiento de alcohol

Parámetro Resultado UM Altura 2.1 m

Diámetro 1.5 m

Tabla 2.7. Datos de diseño del tanque de batición

Parámetro Resultado UM Altura 0.88 m

Diámetro 0.58 m

60

Tabla 2.8. Datos de diseño del enfriador de destilado tipo serpentín.


KJ

Área de transferencia de calor necesaria 2.9 10-2 m2 Flujo de agua necesario para el enfriamiento 8.32 h

Kg

Número de vueltas 1 - Diámetro de la vuelta 0.21 m

Diámetro exterior del tubo del serpentín ½ plg Diámetro del enfriador 24 cm

Altura del enfriador 15 cm Volumen total del enfriador 6.84 L

Volumen cubierto por el serpentín 5.650 L

Tabla 2.9 Datos de tuberías y accesorios para las alternativas I, II y III.

Parámetro Resultado UM Diámetro de la tubería 0.00436 m

Velocidad del fluido 1.02 sm

Longitud de la tubería 28 m Carga de la bomba 18.87 m

Potencia Útil 6.85 W Potencia consumida 8.24 10-3 Kw

Potencia de instalación 0.0164 Kw Motor Trifásico 1800 Rpm

Alternativa II: El esquema de esta alternativa coincide con el anterior, pero con

la variación de que en la columna rectificadora el empaque es con Monturas

Intalox de 1”. Precalentamiento de la alimentación con vapores de la


61

Los resultados para las dimensiones de la columna rectificadora rellena

aparecen reportados en la tabla 2.10.

Tabla 2.10. Datos de diseño de la Columna Rectificadora Rellena

Parámetro Resultados UM Empaque de monturas intalox 1 plg

Diámetro 0.06 m Número de platos teóricos sección enriquecedora 11.13 -

HETP en la sección enriquecedora 0.27 m Altura de la sección enriquecedora 3.014 m

Número de platos teóricos sección empobrecedora 2 - HETP en la sección empobrecedora 0.28 m Altura de la sección empobrecedora 0.577 m Altura total de empaque en la torre 3.59 m

Caída de presión 612 mPa


Alternativa III: Compuesta por ambas columnas de platos perforados.

Precalentamiento de la alimentación con vapores de la columna rectificadora y

calentamiento con vapor de agua.

Los resultados para las dimensiones de la columna rectificadora de platos

aparecen reportados en la tabla 2.11.

62

Figura 2.8. Esquema de la alternativa III

Tabla 2.11. Columna rectificadora de platos.

Variables Resultados UM Número de Platos teóricos 6.29 -

Eficiencia de plato 0.52 - Número de Platos reales 15 -

Distancia entre platos 0,25 m m Altura 3.5 m m

Diámetro 0,12 m m Material de Construcción Acero Inoxidable - Caída de presión/Plato 1447.44 Pa Pa Caída de presión total 21711.6 Pa Pa

Las alternativas que se muestran a continuación son variaciones de las dos

variantes anteriores, es decir alternativas I y II, pero las vinazas de la columna

destiladora se recirculan y sirven como medio de calentamiento para la batición

antes de entrar a la columna destiladora, lo que además de aprovechar el

contenido energético de esta corriente, disminuye el poder contaminante de las

mismas, por lo que la única modificación estará en el cálculo del calentador de

batición. En esta caso se necesitará de una bomba para impulsar las vinazas por

lo que se diseñaron el sistema de bombas y tuberías para las alternativas IV y V.

63

Alternativa IV: Alternativa II con precalentamiento de la alimentación con

vapores de la columna rectificadora y calentamiento con las vinazas de la

columna destiladora.

Figura 2.8. Esquema de la alternativa IV

A continuación se muestran los datos de diseño de los equipos para estas

variantes.

Datos de diseño del calentador con vinazas. Los datos de diseño del calentador con vinazas que aparecen en la tabla 2.12

así como los datos de las tuberías y accesorios aparecen en la tabla 2.13, se

diseñaron de igual forma para las alternativas IV y V por lo que sólo se

reportan es esta alternativa.

Tabla 2.12. Resultados obtenidos para el calentador con vinazas

Parámetro Resultado UM Cantidad de calor necesaria 12219.2 h

KJ

Diámetro interior del tubo interior 0.0135 m Diámetro exterior del tubo interior 0.019 m Diámetro exterior del tubo exterior 0.03175 m Diámetro interior del tubo exterior 0.026 m






64

Tabla 2.13. Datos de diseño de las tuberías y accesorios

Parámetro Resultado UM Diámetro de la tubería 0.0052 m

Velocidad del fluido 1.45 m/s Longitud de la tubería 8 m

Carga de la bomba 11.23 m Potencia Útil 5.76 W

Potencia consumida 7.68 10-3 KW Potencia de instalación 0.0153 KW

Motor trifásico 1800 rpm Alternativa IV: Alternativa II con precalentamiento de la alimentación con



Figura 2.9. Esquema de la alternativa V

2.5 Selección de la alternativa a implementar. Generalmente en las destilerías se utilizan las columnas de platos para la

producción de alcohol pero en el caso de las plantas pilotos es más

recomendable utilizar columnas rellenas. En el diseño de cada una de las

alternativas de esta etapa como se dijo anteriormente, se tomó la misma

columna destiladora de platos en todos los casos, por ser los flujos mayores y la

65

batición traer partículas en suspensión, los cambios fueron realizados sólo en las

columnas rectificadoras.

En el caso de las alternativas IV y V sólo se varió el diseño del calentador; pues

se utilizaron las vinazas como medio de calentamiento en lugar de vapor de

agua. Se realizó un análisis de cada una de estas alternativas en cuanto a las

ventajas desde el punto de vista tecnológico y se pudo concluir que la mejor

alternativa desde este punto de vista es la V pues es la de menores

dimensiones (menor diámetro y menor altura). En esta se necesita una menor

área de transferencia, debido a la eficiencia reportada para este tipo de

empaque, pues aunque la superficie específica de los anillos y monturas para

estas dimensiones son similares al ser el volumen libre o porosidad de la cama

de las monturas, mayor que el de anillos permite el manejo de los flujos con

diámetros menores.

La selección de columnas empacadas se debe además a su facilidad en cuanto

a construcción con respecto a las columnas de platos, justificándose su empleo

para pequeñas dimensiones como las de este trabajo por ser más económicas,

resistentes a la corrosión, es mejor su utilización si existe la formación de

espuma y si se requiere que la pérdida de carga sea pequeña.

66

2.6. Conclusiones parciales. 1. El empleo de ecuaciones no convencionales para el diseño de las torres

de destilación fue efectivo dada la facilidad de los mismos y los resultados

obtenidos.

2. El análisis de diferentes alternativas teniendo en cuenta esquemas de

destilerías y de plantas pilotos en esta etapa permitió determinar cuáles

eran las más idóneas a aplicar desde el punto de vista del equipamiento.

3. El empleo de Software Profesionales como el PSI y el Microsoft Excel

como herramientas de diseño de lo equipos principales y auxiliares

permitió la facilidad en el análisis de las alternativas.

4. Se determinó que la mejor variante a implantar era la V, debido a que la

misma presenta las menores dimensiones en cuanto al equipamiento

principal.

67

Capítulo III: Análisis económico y ambiental de las alternativas 3.1 Análisis de alternativas. En las operaciones industriales es posible a menudo elaborar productos

equivalentes de diferentes formas. Aunque el resultado físico puede ser

aproximadamente el mismo, la inversión requerida y el costo involucrado varían

considerablemente, dependiendo del método particular escogido. De forma

análoga, el método de las alternativas involucra variaciones del capital y de los

costos que pueden a menudo ser usados para efectuar otros tipos de

actividades. Esto puede ser necesario, por lo tanto, no sólo para decidir si una

actividad puede ser rentable, sino también, para decidir cuál de los métodos es

el que se desea.

La decisión final de cuál es la mejor entre varias alternativas de inversión, se

fundamenta en que cada peso de la inversión adicional que se efectúa, debe

brindar una ganancia adicional que retorne también, en condiciones superiores

en relación con el retorno mínimo establecido.

Una regla general para hacer la comparación de alternativas puede ser: “La

inversión mínima que puede dar resultados funcionales necesarios y la razón

de retorno requerida, que puede siempre ser aceptada, a menos que haya

una razón específica para aceptar una alternativa de inversión inicial”.

Se define entonces la comparación de alternativas como un estudio o

comparación económica de diferentes variantes de inversión basándonos en su

retorno tanto absoluto como comparativo y decidiendo con respecto a un

retorno mínimo establecido.

Para hacer un análisis de alternativas:

1. Se organizan las alternativas en cuanto a inversión (de menor a mayor)

2. Se analiza el retorno absoluto de todas las variantes y se comparan con

el retorno mínimo.

3. Se realiza el estudio comparativo (de mayor a menor) solamente entre las

variantes que cumplan con el retorno mínimo

Existen diferentes alternativas tales como:

- Alternativas de inversión sobre la base de la ganancia.

68

- Alternativas de inversión sobre la base de los costos.

- Alternativas de inversión para el reemplazo.

Cuando no hay formas de hallar ganancias, se puede comparar las variantes

sobre la base de la disminución del costo de una variante con respecto a

otra. Esto se hace porque una disminución de los costos en cierta forma

provoca aumentos en la ganancia. Debido a que en el estudio realizado no

se deben determinar las ganancias ya que constituye solo una etapa de un

proceso completo, donde el producto de esta etapa es una de las materias

primas para la producción del biodiesel, entonces se realiza el análisis

económico de las alternativas de inversión sobre la base de los costos.

En este caso la comparación de alternativas de inversión se hace sobre la

base del porciento de retorno relativo. La secuencia a seguir es la siguiente:

1. Organizar las alternativas en cuanto a la inversión de menor a mayor.

2. Determinar los costos totales para cada variante.

3. Hallar el periodo de recuperación de la inversión (TR).

todeDiferenciainversióndeDiferncia

EcTR

cos1

==

Donde la tasa de eficiencia económica (Ec) constituye un indicador

económico que expresa el ritmo promedio anual al cual retorna la inversión

en que se ha incurrido, a través de los costos, y el valor de la inversión

representa el conjunto de recursos que dan origen a una nueva obra, o a la

nueva empresa. Mientras mayor sea el ritmo al cual retorna la inversión, más

pronto se contará con recursos para otros desarrollos económicos. Interesa,

por lo tanto, que la tasa de eficiencia económica sea lo más elevada posible

y viceversa interesa que el TR, que es el inverso de la tasa de eficiencia

económica, sea lo menor posible. (Portuondo. F.M.1983). 4. Se compara con el tiempo de recuperación de la inversión mínimo, que

se tomará de 3 años debido a que sólo se esta analizando una etapa del

proceso.

5. Se toma el de menor tiempo de recuperación.

69

3.2 Análisis Económico de las alternativas. El análisis económico del proyecto permite valorar la futura planta y planificar de

acuerdo a las necesidades existentes. Se puede determinar si ese proyecto

combina de forma racional, en el tiempo y espacio, los procesos básicos,

auxiliares y de servicio, lo que permitirá alcanzar una mejor utilización de todos

los recursos laborales y materiales de la producción cuando se ponga en

práctica el proyecto.

La efectividad del análisis depende de la veracidad de la información que se

emplea. La calidad y efectividad del análisis económico depende del nivel de

preparación de los especialistas, tanto de los que realizan directamente este

análisis como también de los que toman decisiones basadas en los resultados.

Con el análisis económico se logra el perfeccionamiento del proyecto y una

utilización más racional de los recursos. (González. S. E 1987, 2003)(Brisuela, E. 1991). Costo total de producción: Representa los gastos por valores en que incurre la

empresa en un período dado y que son restituidos y recuperados en la

realización.

Dentro de los componentes del costo total de producción se encuentran:

Costos directos de fabricación: Son los directamente relacionados con el

proceso de producción dentro de los cuales se encuentran:

Costos directos del proceso: Son los relacionados con el consumo, aquella

parte del costo del producto que puede identificar en forma directa con el mismo

(materia prima, mano de obra, supervisión, mantenimiento, suministros,

requerimientos del proceso, etc.)

Gastos generales: Son los superestructurales de la fábrica, incluyen gastos

que se estiman de forma aproximada. Representan el costo proporcional al

producto del gasto incurrido en otros departamentos de la fábrica. Incluyen

administración y dirección, distribución y venta, investigación y desarrollo.

70

Costos fijos: Se entienden por aquellos que permanecen constantes para

cualquier volumen de producción (Depreciación, seguros impuestos,

administrativos).

Costos indirectos: Representan un porciento del mantenimiento, supervisión y

mano de obra.

Costo fijo de la inversión: Representa el capital necesario para tener

instalados los equipos de procesos con los auxiliares que se necesitarían para

un proceso de operación completo.

Dentro del costo fijo de la inversión se encuentran:

Costos directos de la inversión: Los cuales incluyen adquisición de los

equipos, instrumentación y control, tuberías y accesorios, edificaciones, mejoras

del terreno, instalaciones eléctricas.

Costos indirectos de inversión: Los cuales incluyen ingeniería y supervisión,

gastos de construcción, contingencias.

Costo total de la inversión: Consiste en el costo fijo de la inversión para

equipos físicos y facilidades en la planta y de la inversión de trabajo.

Inversión de trabajo: Son los consumos de la etapa de puesta en marcha hasta

que se entrega funcionando.

3.2.1 Análisis económico de cada una de las alternativas seleccionadas Se realizará un análisis económico para determinar cuál de las alternativas

seleccionadas es más factible.

Para ello se emplea el análisis económico que se plantea en el (Peters.M. S.2003). A continuación se plantea cada una de las ecuaciones fundamentales utilizadas

en la tabla 3.1 aparecen los costos de los equipos con su depreciación.

Costo total de la inversión (CTI). CTI = CFI + Inv Trab (Peters, 2003). Inversión de trabajo (Inv Trab) = 10 % CTI

Costo fijo de la inversión (CFI)

71

CFI = CD + CI

Costos Indirectos de inversión (CI)

Aspecto %

Ingeniería y Supervisión 5 % CD

Contingencias 5 % CFI

Costos directos de inversión (CD)

Tabla 3.1 Costo actual de los equipos (CA)

Equipo Costo ($) Método Depreciación

($/a)

Enfriador 200 Fig 14-26 Peters 10

Caldereta 5000 Fig 14-26 Peters 250

Calentador de agua 1900 Fig 14-15 Peters 95

Calentador de batición 2000 Fig 14-15 Peters 100

Condensador 2000 Fig 14-15 Peters 100

Columna destiladora de

platos 4400

Fig 15-11 Peters

Fig 15-13 Peters

220

Columna rectificadora

rellena (anillos rasching) 3250

Fig 15-11 Peters

Fig 15-13 Peters

162.5

Aspecto %

Costo actual de los equipos -

Instrumentación y Control 6 % CA

Instalaciones eléctricas 8 % CA

72

Columna rectificadora

rellena(monturas intalox) 1620

Fig 15-11 Peters

Fig 15-14 Peters

81

Columna rectificadora de

platos 8400

Fig 15-11 Peters

Fig 15-14 Peters 420

Tanque de batición 200 Fig 12-52 Peters 100

Tuberías 1 168 Fig 12-4 Peters 8.4

Accesorios1 64 Fig 12-7 Peters

Fig 13.3 Peters

3.2

Tuberías 2 216 Fig 12-4 Peters 10.8

Accesorios 2 86.17 Fig 12-7 Peters

Fig 13.3 Peters

4.3

Bomba1 1100 Fig 12.21 Peters 55

Bomba 2 1100 Fig 12.21 Peters 55

Costo total de producción (CTP) CTP = C Fab + GG

CTP = CD + CF + +CI + GG (Peters. M.S. 2003). Costos Directos (CD)

Aspecto %

Mano de obra 5250

Mantenimiento 2 % CTI

Supervisión 10% Mano de obra

Requerimientos del Proceso Vapor +electricidad

Costos Fijos (CF)

Aspecto %

Depreciación -

Impuestos 1 % CFI

Seguro 0.4 % CFI

73

Costos indirectos (CI) CI=0.5%( Mantenimiento+Supervisión+Mano de obra)

Costo del vapor = 0.10 Kg$

Costo de la electricidad = 0.09 KW$

Depreciación de los equipos (Dep) Para el cálculo de la depreciación de los equipos se utilizó la siguiente fórmula:

Dep = útilVidaCfCo

_−

Co – Costo inicial del equipo.

Cf – Costo final del equipo (Se asumió 0 en todos los casos).

Vida útil – 20 años.

Gastos Generales (GG)

Aspecto %

Administración 2 % CTP

Distribución y venta 2 % CTP

Investigación y desarrollo 2 % CTP

Financiamiento 1 % CTI

En la tabla 3.2 se muestran los resultados de las variables principales del costo

para cada una de las alternativas. Como se planteó en el capítulo anterior.

Alternativa I: Compuesta por la columna destiladora (CD) de platos perforados

y la columna rectificadora (CR) rellena con anillos Rasching de ¾ plg. de

diámetro nominal. Precalentamiento de la alimentación con vapores de la


74

Alternativa II: El esquema de esta alternativa coincide con el anterior, pero con

la variación de que en la columna rectificadora el empaque es con Monturas

Intalox de 1”. Precalentamiento de la alimentación con vapores de la


Alternativa III: Compuesta por ambas columnas de platos perforados.

Precalentamiento de la alimentación con vapores de la columna rectificadora y

calentamiento con vapor de agua.







Tabla 3.2 Costos de Inversión y de producción de las alternativas

3.3 Análisis de los resultados

Después de haber analizado cada una de las alternativas se puede apreciar que

la alternativa de mayor costo total de inversión es la alternativa III puesto que la

misma esta compuesta por dos columnas de platos y estas son más costosas

que las rellenas, sin embargo las restantes alternativas presentan inversiones

Alternativa CTI ($) CTP($/a) TR

I 28114.8 68337.52 0.379

II 25832.8 68147.16 0.4259

III 35324.8 68938.97 0.4114

IV 29374.8 64447.31 0.4557

V 27372.8 64269.67 0.5124

75

similares. En cuanto al costo total de producción existen marcadas diferencias

entre las alternativas I, II y III con respecto a la IV y V debido a que en estas

dos últimas no se necesita de vapor en el intercambiador de calor, que es lo que

hace de esta operación una de las más costosas dentro de las operaciones de

separación, sino que las vinazas sirven como medio de calentamiento de la

batición lográndose así un menor consumo de energía y por tanto un menor

costo de producción. En cuanto al tiempo de recuperación de la inversión todas

las alternativas se recuperan en un tiempo menor que el tiempo mínimo.

Después de obtenidos los resultados para cada una de las variantes en la tabla

3.3 se muestran los resultados de la comparación económica de las

alternativas, según el tiempo de retorno de la inversión.

Tabla 3.3 Comparación de las alternativas

Para realizar el análisis comparativo de las alternativas se separaron las

mismas en dos grupos en el primero las alternativas I, II y III que son las que

no presentan cambios tecnológicos y en el otro las alternativas IV y V que no

son más que modificaciones tecnológicas realizadas a las alternativas I y II.

Primeramente se analizó el primer grupo de alternativas del cuál desechamos

las alternativas I y III debido a que el costo de inversión de ambas es mucho

mayor que el de la alternativa II al igual que sus costos operacionales.

Después de haber realizado una comparación de las alternativas sin cambios

tecnológicos se procedió a la comparación de esta con las restantes alternativas,

Alternativas TR

Alternativa I con II -11.9

Alternativa II con III -11.8

Alternativa II con V 0.39

Alternativa V con IV -11.27

76

primero se comparó con la alternativa V y se pudo apreciar que esta presenta

menores costos de inversión y de producción que la alternativa II, por lo que es

mucho más factible realizar la alternativa V , luego comparamos esta alternativa

con la IV y pudimos ver que su inversión es mayor que en la V al igual que sus

costos operacionales por lo que podemos concluir que la mejor alternativa es la

V.

3.4 Análisis ambiental. Es importante que paralelamente al desarrollo del proyecto desde el punto de

vista técnico y económico se lleve a cabo el estudio ambiental con el objetivo

de definir desde etapas tempranas la aceptación del proyecto y la elaboración

de medidas correctivas y de mitigación, que permitan una producción limpia.

Como una de las etapas del proyecto que se lleva a cabo, es la etapa de

destilación, que es la que produce la mayor cantidad de residuales (las vinazas)

es que se hace un análisis de las mismas.

3.4.1. Indicadores de contaminación de los mostos o vinazas de destilerías.

El efluente de vinazas de la destilación de alcohol puede llegar a ser del orden

de 8 a 13 veces el volumen de etanol producido. De ahí la necesidad de emplear

las vinazas con fines que disminuyan la contaminación y a la vez sean

productivas.

La producción de aguas residuales de las destilerías cubanas es superior a los

7000 m3 con una concentración promedio de 60Kg de DQO/m3 lo que implica

una carga diaria de 420 t de DQO. Estos índices de contaminación son muy

altos representando un peligro para el medio ambiente alrededor de estas

fábricas.

Aunque en los parámetros de caracterización de los mostos o vinazas de

destilería influyen varias variables como son los niveles o volúmenes de estos,

la producción, la eficiencia operacional, el insumo de diferentes productos en el

proceso, la calidad de los sustratos empleados para la producción de alcohol,

pueden resumirse en la tabla 3.4 (ICIDCA.1988).

77

Tabla 3.4 Características de las aguas residuales de destilerías

Parámetro Valor medio UM

Velocidad o caudal 2.5 AlcHLm3

Carga orgánica DBO 0.73 AlcLKg

DBO5 29000 Lmg

Demanda química de oxígeno DQO 400 Lmg

Temperatura 77 oC

PH a 70oC 3.4 -

PH a 30oC 4.0 -

Nitrógeno (N2) 855 Lmg

Sólidos totales 35400 Lmg

(Fabelo. F.J.1999) realiza una caracterización de los residuales de la

destilería “ Heriberto Duquesne” los cuales son muy superiores a los reportados

en la tabla mostrada, además de que incluye otro parámetros como sólidos

totales fijos, sólidos totales volátiles, sólidos disueltos totales y el contenido de

sustancias inorgánicas como PO4, fósforo total, NH3, K, HCO3 necesarios para

ser empleada la vinaza como sustrato en la producción de biomasa y de

alcohol.

Como se aprecia en la tabla 3.4 el pH de las vinazas aumenta al disminuir la

temperatura haciéndose menos agresivo este residual de ahí que las

alternativas IV y V de las estudiadas son las que mejores resultados traen desde

este punto de vista, pues son enfriadas, y a la vez que se aprovecha su

contenido energético disminuyen su acidez para poder ser aprovechadas con

otros fines posteriormente..

79

3.5. Conclusiones parciales 1. La mejor alternativa en cuanto al costo de los equipos principales es la

que usa columna rectificadora con monturas intalox de 1pulgada.

2. Las variantes con utilización de las vinazas permiten el aprovechamiento

energético de las mismas a la vez que disminuye el efecto nocivo al

medio ambiente.

3. La mejor alternativa desde el punto de vista económico es la V debido a

que la misma presenta un menor costo de inversión y de operación que

el resto de las alternativas y por ello es la más factible a realizar.

80

Conclusiones

1. El estudio realizado en este trabajo para el diseño de columnas de

destilación y resumido en la figura 1.5 del capitulo I, es una

herramienta útil para todo trabajo que tenga que utilizar esta

operación unitaria.

2. El empleo de ecuaciones y métodos de cálculo no convencionales

para el diseño de las columnas de destilación, así como de

herramientas computacionales como el Software Excel, fue

efectivo dada la facilidad de los mismos y los resultados obtenidos

para el equipamiento.

3. Para el montaje de destilerías de alcohol de pequeñas

capacidades, es ventajoso el empleo de columnas rectificadoras

rellenas, por la facilidad de su construcción, su economía y

resistencia a la corrosión.

4. El análisis de diferentes alternativas, teniendo en cuenta

esquemas de destilerías, con aprovechamiento de corrientes del

propio proceso, permitió determinar las variantes más idóneas a

aplicar en esta etapa de la planta.

5. Las variantes con utilización de las vinazas permiten el

aprovechamiento energético de las mismas a la vez que disminuye

el efecto nocivo al medio ambiente de este residuo del proceso.

6. La mejor variante técnica, económica y ambiental es la variante V,

la cual esta compuesta por columna destiladora de platos, columna

destiladora de monturas intalox y recirculación de vinazas.

81

Recomendaciones

1. El calor del residuo de la columna rectificadora se puede recuperar y ser

utilizado como medio de calentamiento en el proceso y recirculada esta

corriente a la etapa de fermentación.

2. Después de la planta haber comenzado a funcionar, el residuo producto

de de la etapa de destilación puede ser utilizado con diferentes fines

como mezclas en la etapa de fermentación, fertirriego u otros usos.

3. Emplear el estudio realizado en este trabajo, para el diseño de columnas

de destilación en cualquier proceso que utilice esta etapa.

.

82

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87

Anexos

Anexo # 1: Curva de equilibrio del sistema etanol-agua Datos de equilibrio Curva de equilibrio

y = -7.4256x4 + 17.843x3 - 14.79x2 + 5.2004x + 0.0862R2 = 0.9869

00.10.20.30.40.50.60.70.80.9

1

0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1xi

yi

yi xi 0 0

0.137 0.01 0.274 0.03 0.365 0.05 0.513 0.1 0.593 0.15 0.65 0.2 0.684 0.25 0.71 0.3 0.729 0.35 0.74 0.4 0.759 0.45 0.773 0.5 0.785 0.55 0.79 0.6 0.809 0.65 0.82 0.7 0.837 0.75 0.856 0.8

0.8815 0.85 0.913 0.9

0.9358 0.95 0.9397 0.97

88

Anexo # 2: Determinación del número de etapas teóricas por el método de Sorel-Lewis

Xn: Sección enriquecedora

Xn: Sección empobrecedora

YEquilib: Empobrecedora

YEquilib: Enriquecedora

0.7913077 0.639943576 0.717932292 0.815785395

0.8564729 0.698396169 0.788075403 0.869872478

0.8994008 0.90550265

0.9193973 0.92209979

0.9249324 0.926693896

0.9259364 0.927527198

0.9260920 0.927656344

0.9261154 0.927675743

0.9261188 0.927678643

0.9261194 0.927679076

0.9261194 0.92767914

0.9261195 0.92767915

0.9261195 0.927679152

0.9261195 0.927679152

0.9261195 0.927679152

89

Anexo #3: Diseño del calentador. Para el diseño del calentador utilizamos las ecuaciones de diseño mediante el

método convencional de cálculo de (Kern.D.Q. 1999) y para ello nos auxiliamos

del Software Profesional PSI.

Para el calentamiento de la alimentación hasta el punto de ebullición, se utiliza el

método tradicional propuesto por (Kern.D.Q. 1999)

TCpmmezcQ Δ=

Donde:

Q es la cantidad de Calor que necesita la mezcla de alimentación ( hKJ ),

mmezc es la masa de la mezcla de Bioetanol – Agua ( hKg ),Cp es la capacidad

calorífica a presión constante ( CKgKJ

o ), ∆T es la diferencia de temperatura que

experimenta la mezcla de Bioetanol – Agua (oC).

Para el diseño del calentador se parte de la ecuación de diseño como se plantea

(Kern.D.Q. 1999)

MLDTFtTverd

TverdAUDQ

⋅=Δ

Δ⋅⋅=

Donde:

UD es el coeficiente de diseño sucio ( ChmKJ

o2 ),A es el área de transferencia

de calor (m2), ∆Tverd es la diferencia de temperatura verdadera (oC),Ft es el

factor de corrección de la temperatura, MLDT es la media logarítmica de la

diferencia de temperatura (oC).

Para el cálculo de UD utilizamos la siguiente ecuación propuesta por (Kern.D.Q. 1999) Cálculo del coeficiente total de transferencia de calor (UD)

UD=Rdreq

Uc+

11

Rdreq=Rdi+Rdo (m2 oC) (Tabla 12 Kern)

90

hohiohohioUc

+⋅

=

Donde: Uc es el coeficiente de diseño limpio ( CmW

o2 ), Rdreq es la suma de

cada uno de los coeficientes de obstrucción, ho y hi son los coeficientes

peliculares exterior e interior respectivamente (W/m2 oC).

Cálculo del área de transferencia de calor necesaria

Para el cálculo de A utilizamos la ecuación planteada en (Kern.D.Q. 1999)

A=3600 ⋅⋅MLDTU

Q

D

Cálculo del coeficiente pelicular exterior (ho).

Para el cálculo del coeficiente pelicular exterior (ho) se utiliza el criterio del

número de Nusselt:

DeqKNuho ⋅

=

25.018.043.08.0

PrPrPrRe017.0 ⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

pf

doidioNu

1PrPr

=pf para el caso del calentamiento

599.0AS KK

K⋅

=

0.6031yE 0063.010 210 4 2538 +⋅−⋅+⋅−= −− yEyEKs mKw

5709.00013.0110210 2537 +⋅+⋅+⋅−= −− TmedTmedTmedK S mKw

221 TTTmed +

= (o C)

KCp μ⋅

=Pr

μρDeqv

=Re

91

Donde: K es la conductividad térmica de la mezcla ( CmW

o ), KS y KA son las

conductividades térmicas del etanol y el agua respectivamente ( CmW

o ),

obtenidas de (www.fuelcellknowledge.org/ Transport Data), Re y Pr son los

números adimensionales de Reynold y Prandtl respectivamente.

Determinación del coeficiente pelicular interior (hi)

hi = 10000(W/m2 oC) Coeficiente pelicular interior obtenido del (Kern.D.Q. 1999) hio = hi

Determinación de la longitud (L).

L=atA

Donde: at es la superficie exterior de los tubos (m2/m)

Cálculo del número de horquillas (NoHo).

HOAANoHo =

AHO= at Lo 2 Área de cada horquilla (m2)

Donde: Lo es la longitud de cada horquilla (m)

Cálculo del valor real del coeficiente de transferencia de calor (UDC).

UDC=3600 MLDT Ac

Q 1000⋅⋅

⋅

Ac= HOA ⋅NoHo

Donde: Ac el área calculada (m2)

UDC es el coeficiente sucio de diseño calculado (W/m2 oC)

Cálculo del coeficiente de obstrucción (Rdcalc).

CD

CD

UUc

UUcRdcalc

−

−=

Donde: Rdcalc ( m2 oC)

Determinación del área en exceso

http://www.fuelcellknowledge.org/ Transport

92

Aexc= 100 Rdreq

RdreqRdcalc −

Donde: Aexc(%)

Datos para el diseño: El coeficiente pelicular para el vapor de agua se asumió según lo descrito en el

Kern.1999.

Ubicación de los fluidos:

Por dentro de los tubos: Vapor de agua

Por fuera de los tubos: Batición

Condiciones para el diseño del calentador.

Parámetro Valor UM

Temperatura de entrada de la batición 73.55 oC

Temperatura de salida de la batición 95 oC

Temperatura de entrada del vapor 104 oC

Calor latente 2249 KgKJ

Viscosidad del vapor 0.0128 10-4 Pa.s

Coeficiente pelicular interior 1000 CmW

o2

Densidad del vapor 0.704 3mkg

Viscosidad del etanol 355 10-6 Pas

Densidad del etanol 1000 3mkg

Longitud de una pata de la horquilla 0.95 m

Superficie exterior de los tubos 0.1963 lglg 2

pp

Calor específico 4.27 CKgKJ

o

Coeficiente de obstrucción interior 0 -

93

Coeficiente de obstrucción exterior 2.3 10-4 W

Cm o2

Otras fórmulas fundamentales para el diseño

v= aaFvol Velocidad del fluido (m/s)

Fvol= ρ⋅3600

F Flujo volumétrico ( sm3

)

aa= ( )4

22 doidio −π Área de flujo en el anulo (m2)

Deq=Phaa4 Diámetro equivalente (m)

Ph= doi⋅π Perímetro húmedo (m)

94

Anexo #4: Datos para el diseño del condensador Para el diseño del condensador se utilizó la misma metodología que en el

calentador, sólo cambiaron los coeficientes de diseño.

En la siguiente tabla se muestran los datos para el diseño del mismo.

El coeficiente pelicular hi se obtuvo de la Tabla 14-3 del (Peters. M.S. 2003) Ubicación de los fluidos:

Por dentro de los tubos: Destilado


Condiciones para el diseño del condensador

Parámetro Valor UM

Temperatura de entrada de la batición 32 oC

Temperatura de salida de la batición 73.55 oC



Viscosidad del vapor 0.0128 10-4 Pas

Densidad del vapor 0.704 3mkg

Viscosidad de la mezcla 549 10-6 Pas

Densidad de la mezcla 988 3mkg

Coeficiente pelicular interior 1918.1 CmW

o2

Longitud de una pata 0.6 m


pp


o

Coeficiente de obstrucción interior 0 -

Coeficiente de obstrucción exterior 2.3 10-4 W

Cm o2

95

Anexo #4: Diseño de la caldereta. Para el diseño de la caldereta se utilizó la metodología del Kern y se programó

igual que el condensador y el calentador mediante el Software Profesional PSI.

Se debe determinar la cantidad de calor necesaria a suministrar para calentar

ese residuo mediante la ecuación planteada por (Kern.D.Q. 1999) Q= HF Δ⋅

Donde: Q es la cantidad de calor que necesita el residuo ( hKJ ), F es el flujo de

residuo que entra a la caldereta ( hKg ), HΔ es la diferencia de entalpía entre el

líquido y el vapor )( KgKcal .

Se necesita saber la cantidad de vapor que se necesita en la misma mediante la

ecuación:

mv=λQ

Donde: λ es el calor latente de cambio de fase ( KgKJ )

Para el diseño de la caldereta se parte de la ecuación del área de transferencia

de calor:

A=3600

1000⋅⋅

⋅dTUd

Q

Donde : A es el área de transferencia de calor (m2) , Ud coeficiente de diseño

sucio ( CmW

o2 ), dT es la diferencia de entrada y de salida (oC)

Cálculo del área por vuelta Av= atL ⋅⋅π

96

Donde: Av es el área por vuelta (m2) , at es la superficie exterior del tubo

( lglg 2

pp ), L longitud de una vuelta (m).

Cálculo del número de vueltas

NoV=AvA

Donde: Nov es el número de vueltas del serpentín

Cálculo del diámetro de una vuelta

Dv=785.0Av

Donde: Dv es el diámetro de una vuelta (m)

Cálculo del diámetro de la caldereta Dcald=1.5 DV

Donde: Dcald es el diámetro de la caldereta (m)

Longitud del serpentín Ls=0.02 (No V-1)

Donde: Ls es la longitud del serpentín (m)

Longitud de la caldereta Lc=Ls+0.05

Donde: Lc es la longitud de la caldereta (m)

Volumen de la caldereta

Vcald= 1000785.0 2 LcDcald

Donde: Vcald es el volumen de la caldereta (m3)

Volumen del área cubierta en el serpentín

Vc= 1000785.0 2 LcDv

Donde: Vc es el volumen cubierto en el serpentín (m3)

Datos para el diseño Ubicación de los fluidos:

Por el interior del serpentín: El residuo

Por el exterior del serpentín: Vapor de agua

97

El coeficiente total de transferencia de calor UD lo obtuvimos de la Tabla 14-5

(Peters.D.Q. 2003).

Condiciones para el diseño de la caldereta

Parámetro Valor UM

Temperatura de entrada del residuo la caldera 85 oC

Temperatura de salida de los vapores alcohólicos 85 oC


Flujo que se evapora 17.05 hKg


Densidad de la mezcla 988 3mkg

Entalpía del vapor 360 KgKcal

Entalpía del liquido 80 KgKcal

Longitud de una vuelta 0.2 m


pp


o

Coeficiente de diseño sucio 800 W/m2 o C

98

Anexo # 5: Diseño del calentador con vinazas. En el caso del diseño del calentador con vinazas se utilizó la misma metodología

que en el calentador con vapor con la diferencia de que es el intercambio de

calor entre dos líquidos por lo que cambian los coeficientes de transferencia de

calor, el coeficiente pelicular hi fue tomado de la Tabla 14-3 Peters.2003. En la

siguiente tabla se muestran los datos utilizados para el diseño.

Ubicación de los fluidos:


Por dentro de los tubos: Vinaza.

Datos para el diseño del calentador con vinazas

Parámetro Valor UM

Temperatura de entrada de la batición 73.55 oC

Temperatura de salida de la batición 95 oC

Temperatura de entrada de las vinazas 100 oC

Temperatura de salida de las vinazas 67.11 oC

Viscosidad de las vinazas 0.32 10-3 Pas

Densidad de las vinazas 998 3mkg

Viscosidad de la batición 355 10-6 Pas

Densidad de la batición 1000 3mkg

Longitud de una pata 0.9 m


pp

Calor específico de la batición 4.27 CKgKJ

o

Calor específico de las vinazas 1.97 CKgKJ

o

Coeficiente pelicular interior 1500 Cm

Wo2

99

Anexo # 6 Diseño del enfriador.

Para el diseño del enfriador se utilizó la misma metodología de cálculo que para

la caldereta paro como los fluidos son agua y destilado cambia el coeficiente

total de transferencia el cual se buscó en la Tabla 14-5 (Peters.D.Q.2003).

Datos para el diseño del enfriador

Parámetro Valor UM

Temperatura de entrada del destilado 80 oC

Temperatura de salida del destilado 40 oC

Temperatura de entrada del agua a 40o C 25 oC

Temperatura de salida del agua a 40o C 40 oC

Flujo de destilado 4.53 h

Kg

Capacidad calorífica del alcohol a 40o C 2.84 CKg

KJo

Capacidad calorífica del agua a 40o C 5.028 CKg

KJo

Capacidad calorífica del agua a 32o C 4.6 CKg

KJo

Coeficiente de diseño sucio 140 Cm

WO2

100

Anexo #7: Diseño de tuberías y bomba para las alternativas I, II, III.

A continuación se muestra un esquema detallado para el diseño de las tuberías

y accesorios necesarios en la etapa de destilación.

Primeramente se calcula el diámetro de la tubería:

El flujo de trabajo sería de 133.41 hKg o sea 3.75*10-5

sm3

.

AVQ ⋅=

4

2DVQ ⋅⋅=

π

VQD⋅⋅

=π4 Para ello tenemos que tomar la máxima velocidad recomendada que

es de 2.5 sm de la Tabla 1.1 del (Pavlov K.F.1981)

Calculando en la ecuación anterior obtenemos:

5.21075.34 5

⋅⋅⋅

=−

πD

mD 00436.0=

Luego se busca en la tabla 10 del (Rosabal V.J.1989). donde aparecen los

diámetros estandarizados y se toma la de ⅛ pulg DN, 6.83 mm DI y 10.29 mm

DE.

Luego se parte de la ecuación del Balance de Energía Mecánica.

101

( ) hpg

Vg

PZH +⋅

Δ+

⋅Δ

+Δ=2

2αρ

mZZ

96.4204.18

=Δ−−=Δ

011212 =

⋅Δ

∴==⋅−

=⋅Δ

gPatmPP

gPP

gP

ρρρ

( ) 022 1

211

222

2

=⋅−

=⋅

Δ Vg

VVg

V ααα

2785.0 DIQ

AQV

⋅==

mV 02.1)1083.6(785.0

1075.323

5

=⋅⋅

⋅= −

−

La densidad de la batición es de 988 3mKg y la Viscosidad es de 549*10-6 Pa*s.

μρ DIVR ⋅⋅

=

46

3

102537.110549

1083.698802.1⋅=

⋅⋅⋅⋅

= −

−

R

En la figura 3.4 del (Rosabal V.J.1989) se selecciona con el Reynolds α = 1.1.

mg

V058.0

81.92)02.1(1.1

2

2222 =

⋅⋅

=⋅

α

Luego se pasa al cálculo de los accesorios ubicados en el sistema

Datos de los accesorios empleados

Accesorio N.U. Kturb. N.U. * Kturbl.

Valv. Cuña 5 0.17 0.85

Codo 90 º 5 0.75 3.75

Valv. Globo 1 6.0 6.0

Entrada 1 0.5 0.5

Salida 1 1 1

102

Expansión Cond 1 22

22

2

1

93.2083.611

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−=

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

DD

0.798

Compresión Cond 1 ⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−=

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

22

1

2

93.2083.615.015.0

DD

0.399

Expansión Calent 1 22

22

2

1

05.3583.611

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−=

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

DD

0.925

Compresión Calent 1 ⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛−=

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

22

1

2

05.3583.615.015.0

DD

0.463

ΣK accesorios 14.69

∑∑ ⋅Δ

+⋅

Δ+=

grPcalentado

gorPcondensadsKaccesorioK

ρρ

81.99889.3461

81.99887.441269.14

⋅+

⋅+=∑ PaPaK

502.15∑ =K

029.01083.6102.0

3

3

=⋅⋅

= −

−

de La rugosidad del tubo e = 0.2 mm la tomamos de la tabla

9 del (Rosabal V.J.1989). como tubos de acero sin costuras.

En la figura 3.9 del (Rosabal V.J.1989) se determina el factor de fricción f =

0.06.

LT = LI + LII + LIII + LIV + LV+LVI+LVII

LT = 8 + 10 + 3 + 2 + 1+3+1

LT = 28 m

gVK

DiLfhp

⋅⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ += ∑ 2

2

81.9202.1502.15

1083.62806.0

2

3 ⋅⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ +

⋅= −hp

mhp 86.13=

103

Luego resolviendo finalmente el Balance de Energía Mecánica se obtiene la

carga de la bomba:

( ) hpg

Vg

PZH +⋅

Δ+

⋅Δ

+Δ=2

2αρ

mH 87.18=

Ahora se pasa al cálculo de la potencia de la bomba:

Potencia útil:

QgHN ⋅⋅⋅= ρ 51075.381.998887.18 −⋅⋅⋅⋅=N

WN 85.6=

Potencia Consumida:

1000'

⋅=η

NN

100075.085.6'⋅

=N

KwN 31024.8' −⋅=

Potencia de la Instalación:

De la tabla 3.3 del (Rosabal V.J.1989) tomamos el factor β = 2.

''' NN ⋅= β 31024.82'' −⋅⋅=N

KwN 0164.0'' =

Se escoge en la tabla 14 del el motor trifásico de 0.09 Kw y 1800 rpm.

104

Anexo # 8: Cálculo del sistema de tuberías y bomba para las alternativas IV y V.

Aquí se hace un análisis del sistema de tuberías y bomba para una de las

alternativas propuestas.

Primeramente se calcula el diámetro de la tubería:

El flujo de trabajo sería de 188.61 hKg o sea 5.34*10-5

sm3

.

AVQ ⋅=

4

2DVQ ⋅⋅=

π

VQD⋅⋅

=π4 Para ello se debe tomar la máxima velocidad recomendada que es

de 2.5 sm de la Tabla 1.1 del (Pavlov K.F.1981)

Calculando en la ecuación anterior se obtiene:

5.21034.54 5

⋅⋅⋅

=−

πD

mD 0052.0=

Luego se busca de nuevo en la tabla 10 del (Rosabal V.J.1989) donde aparecen

los diámetros estandarizados y se toma la de ⅛ plg DN, 6.83 mm DI y 10.29

mm DE.

Luego partiendo de la ecuación del Balance de Energía Mecánica.

( ) hpg

Vg

PZH +⋅

Δ+

⋅Δ

+Δ=2

2αρ

105

mZZ

55.22.175.3

=Δ−=Δ

011212 =

⋅Δ

∴==⋅−

=⋅Δ

gPatmPP

gPP

gP

ρρρ

( ) 022 1

211

222

2

=⋅−

=⋅

Δ Vg

VVg

V ααα

2785.0 DIQ

AQV

⋅==

mV 45.1)1083.6(785.0

1034.523

5

=⋅⋅

⋅= −

−

La densidad del residuo es de 980 3mKg y la Viscosidad es de 298 10-6 Pas.

μρ DIVR ⋅⋅

=

46

3

102.310298

1083.698045.1⋅=

⋅⋅⋅⋅

= −

−

R

En la figura 3.4 del (Rosabal V.J.1989) se selecciona con el Reynolds α = 1.085.

mg

V116.0

81.92)45.1(085.1

2

2222 =

⋅⋅

=⋅

α

El cálculo de los accesorios ubicados en el sistema se dan en la siguiente tabla.

Accesorios para bombeo de vinazas al calentador

Accesorio N.U. Kturb. N.U. * Kturbl.

Valv. Cuña 1 0.17 0.17

Codo 90 º 2 0.75 1.5

Valv. Globo 1 6.0 6.0

Entrada 1 0.5 0.5

Salida 1 1 1

∑∑ = sKaccesorioK

1.12∑ =K

106

029.01083.6102.0

3

3

=⋅⋅

= −

−

de La rugosidad del tubo e = 0.2 mm se toma de la tabla 9

del (Rosabal V.J.1989). como tubos de acero sin costuras.

En la figura 3.9 del (Rosabal V.J.1989) se determina el factor de fricción f =

0.058.

LT = LVI+ LVII

LT = 5+3

LT = 8 m

81.9245.11.12

1083.68058.0

2

3 ⋅⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ +

⋅= −hp

mhp 57.8=

Luego resolviendo finalmente el Balance de Energía Mecánica obtenemos la

carga de la bomba:

57.8116.055.2 ++=H

mH 236.11=

Ahora se pasa al cálculo de la potencia de la bomba:

Potencia útil: 51034.581.9980236.11 −⋅⋅⋅⋅=N

WN 76.5=

Potencia Consumida:

100075.076.5'⋅

=N

KwN 31068.7' −⋅=

Potencia de la Instalación:

De la tabla 3.3 del (Rosabal V.J.1989) se toma el factor β = 2. 31068.72'' −⋅⋅=N

KwN 0153.0'' =

Se escoge en la tabla 14 del (Rosabal V.J.1989) el motor trifásico de 0.09 Kw y

1800 rpm.

108

Anexo # 9: Diseño del tanque de almacenamiento del alcohol.

Para el diseño del tanque utilizamos las fórmulas planteadas en el (Peters.D.Q 2003) para conocer las dimensiones del mismo.

Debemos determinar la altura del tanque y para ello nos basamos en la siguiente

ecuación.

hrVTANQUE ⋅⋅= 2π

Donde: VTANQUE es el volumen del tanque en (m3), r es el radio del tanque (m), h

es la altura (m)

Luego debemos determinar la longitud del mismo.

L = 2rV⋅π

Donde: L es la longitud del tanque

Condiciones para el diseño del tanque Flujo de destilado (D)=4.53 kg/h

Tomamos que la altura (h)=1.5 d

109

Anexo # 10: Resultados del análisis económico. Costos Indirectos de inversión (CI)

Aspecto % I II III IV V

Ingeniería y supervisión 5 % CD 1144.27 1051.76 1438.22 1195.97 1114.4

Contingencias 5 % CFI 1265.166 1162.47 1589.61 1321.86 1231.2

Total 2409.84 2214.24 3027.84 2517.84 2346.2

Costos directos de inversión (CD)


Costo actual de equipo - 20082 18452 25232 20982 19552

Inst y control 6 % CA 1204.92 1107.12 1513.92 1258.92 1173.1

Inst eléctricas 8 % CA 1606.56 1476.16 2018.56 1678.56 1564.2

Total 22893.4 21035.3 28764.48 23919.4 22289.3

Costos totales de la inversión

Alternativas CFI Inv Trabajo CTI I 25303.32 2811.48 28114.8

II 23249.52 2583.28 25832.8

III 31792.32 3532.48 35324.8

IV 26437.32 2937.48 29374.8

V 24383.52 2737.28 27372.8

Costos directos


Mano de obra - 5250 5250 5250 5250 5250

Mantenimiento 2%CTI 562.29 516.65 706.49 587.49 547.85

Supervisión 10% MO 525 525 525 525 525

Req del proc V+E+A 56228.79 56228.79 56228.7 52463.19 56463

Total 62566.09 62520.4 62710.29 58825.69 58785

110

Costos fijos


Depreciación - 1004.1 922.6 1261.6 1059.1 977.6

Impuestos 1%CFI 253.033 232.49 317.92 264.37 246.35

Seguro 0.4%CFI 101.21 92.99 127.169 105.74 98.54

Total 1344.81 1248.09 1706.69 1429.22 1322.49

Costos indirectos

Alternativas CI

I 31.68

II 31.45

III 32.40

IV 31.81

V 31.6

Gastos generales


Admon 2%CTP 1366.28 13362.47 1378.31 1288.73 1285.92

Distrib. Y venta 2%CTP 1366.28 13362.47 1378.31 1288.73 1285.92

Inv y Desarrollo 2%CTP 1366.28 13362.47 1378.31 1288.73 1285.92

Financiamiento 1%CTI 281.148 258.32 353.248 293.74 273.72

Costo total de producción

Alternativas CTP I 68337.52

II 68147.16

III 68938.97

IV 64447.31

111

V 64269.31

Departamento de Ingeniería Química Trabajo de Diploma

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