/Koiiibre: \iiraiida Quiroz Cliristiaii Arturo. m

>latriciila: 9i ;Z 1217.

Teléfoiio: ( O 1-597) 805-02

/ 1.iienriatiira: Lnyeiiieria Bioquiiiiica iiidustrial

J ü i v i s i ó i i : Ciencias Biokigicas y de la Salud.

I'nid:td: Iztiipalapa

Triiiiestre Lectivo: O0 - I>

.. - *

Fecha de iiiicio: 26 de Junio dc 1998

Ferh:i de teriiiiliacion: LO de Dicieiiihie de 1998

Claw (le reiistro: It31 0.3.3 98

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, ,~ , ,.i ,*.>o 1 4- /I

' L - Y P _,..

C' Viiraiida (&ir-or Cliristiari Arici1-c Ingenieria Rirqtiiinica Industrial

I 24. 1.3.6

.

UNIVERSIDkD AUTOXt&Mh METROPOLITANA DIVISIÓN DE CIENCIAS BIOLÓOICAS Y DE LA SALUD SECRETARIA ACAOÉMICA

A QUIEN CORRESPONDA:

Por medio de la presente se hace constar qua 18.

del Departamento de BlOTECNOLOGlA de la División de Ciencias Biológicas y de 18 Salud, asesor6 el siguiente Servicio Social'

T~TULO

Dra. N)óIiHCA M E W RODRkUEZ

"SEGU1WIENTO DiNAMlCO DE REACTORES ANAERo81OS UTIUZADOS PARA EL TRATAMIENTO DE V#IuzAS PROVENIENTES DE UNA INDUSTRIA PRODUCTORA DE RON"

ALUMNO MIRANDA QUlROZ CHRISTIAN ARTURO MATRICULA 93321247 UCEUCIATURA INCMyhRLa OIOW¡MJGA WINSTRIAL PERIODO JUNIO 26,1998 A JUNW 19.2000

Se extiende la presente para los fines que a la interesada convengan, en la Ciudad de México, Batrito Federal a veinticinco de julio del dos mil.

A T E N T A M E N T E. "CASA ABIERTA AL TI PO" P

. ..

AUTONOMA MRROPOLITANA

México D.F. a 12 de Junio del 2000

Dr José Luis Arredondo Figueroa Director de la División de Ciencias Biológicas y de la Salud PRESENTE.

Por medio de la presente hago de su conocimiento que se concluy¿i satisfacíoriamente el trabajo de servicio social " Seguimiento dinainico de reactores anaerobios utilizados- .para el traiamiento~ de vinaias provenientes de una industria productora de ron ", dentro del proyecto " Biotecnologia ambiental eri el tratamiento de asuas de grandes ciudades " del alunino Christian Artiiro Miranda Qiiiroz con matricula 9.:3?1247 de la Licenciatura en Ingenieria Bioquiniica Industrial; que se l lew'a cabo en el Laboratorio de Microbiologia Anaerobia y Trataniiento de Aguas Residiiales Depariamento de Biotecnologia.

Fecha de inicio 26 de Junio de 1998

Fecha de terminación: 26 de Dicienibre de 1998

.Atentamente

Profesor Titular. Departamento de Riotecnoloyia tiA\l-l

Asesor.

UNIDAD IZTAPALAPA Av Michoacán v la Purísima, Col. Vicentina. 09340 MBxico, O F Te1 ' 724-4600 Telefóx. (S i 612-08AS

Nombre: Miranda Quiroz Christian Anuro. Matricula: 9332 1247. Licenciatura: Ingenieria Bioquimica industrial Título del Proyecto: "BIOTECNOLOGIA .AMBIENTAL EN E L TR.ATAMIEN1~0 Di: ..\GI.:>\S

Registro del Servicio Social: 1B1.033.98. Fecha de entrega: 12 de Junio del 2000 Asesor: Dr. Mónica Meraz Rodriguez. Profesor Titular. Departamento de Biotecnolo~ia

Resumen. Los efluentes de la industria del vino son excesivamente contaniinaiites debido a 10:

volúmenes de descarga pHhajo y slta.cor.~~ra&n de- materia orsanica, por lo aiitei-¡or. se hat itilizado sistemas anaerobioc para el tratamiento de este con buenos resultados.

Los objetivos planteados heron: el comparar la efectividad eri el trataiiiieiito de \ iiiazac con reactores anaerobios, as¡ como conocer la capacidad de rernocicii: de a y a i w i d i u l de LII

reactor UASB y un reactor RLFl para tratar vinazas. Debido a problemas de operación se abandono la utilización de estos reacioiws Y se

plantearon los mismos objetivos con la puesta en marcha de tin sistema eii doc etapas. el ciia; consta de dos reactores UACB, uno acidogénico y el otro metaiiogériico.

L a concentración de alimentación en el U A S B fue de T8.28g DQO/L con una reiiiocion d c -37 49?4 y un TRH proniedio de 6.23 dias. Se opero por 42 dias prcseriio varios problemas dt acidificación con lenta recuperación La carga organica fiie de 5 5s sil~.*d

En el RLFI se alcanzó una concentración de alimeiitacióri de 2. 17s DQWi cm1 t~i i i i

remoción de 37.9% y uii 'TRH de 0.36 dias (8.64 Iioras). La carga organica fue de b .31 3 L.*d Presento pocos problenias de acidilicaci<in pero iniichos problemas por In expansi6ii dcl Iczlio

i.a aliiiieiitaciori del sislcnia de dos etapas miis is: ia cii promedio de iiw IXjO .le -15 92 g:L.. el etlueiite del hisrema tenia coriceiitiacioiies eii promedio (Ir 1.: XS $X)O, i de D o 0 en el sistema iiie dc 70%. CWI L!II '1'1:11 eii cl reactor acidosenicc de I 7.; clia.. !iiiciiilfi>

que cii el reactor metriiiosiiiico hi: dc -1') d iaz [.a csial)ilidad de\ sisicm en i/~i, L > [ c ~ p t ~ :

perniiti6 utilizar cargas or-ziriicas iiiis altas q i i i eii los si5ietiias aiiteiiores 1.0 anterior, demuestra quc el trataii i iei it« c ~ i dos etapas es e! mejor para ei i iatai! i i t .r i t i ) <!e

vinazas. adenias que su kiiicionamieiito no preseri:a 1aii l i )s pi-oblciiias Al final del presente serbicio se p~ idc comprender la optraciori y devnipeiio de tres

reactores anaerobios. asi como la identificacion dcl sisteiiia apropiado para e/ t~.;ita~ii~eiito d c

DE GRANDES CiUiI.ADES".

I c~

vinazas

INTRODUCCI~N :

La producción de alcohol por medio de fermentación es una actividad mundialmente esparcida, usualmente localizada en áreas rurales debido a la materia prima utilizada en el proceso. Los productos agrícolas como azúcar de caña, betabel, uvas, papas, diversos granos, agave, etc., son utilizados directamente o sus subproductos son procesados para proveer el sustrato carbonado (azúcares) para la fermentación alcohólica por medio de levaduras.

El paso de separación utilizado en el proceso (destilación con dos o tres columnas, dependiendo de la concentración de etanol) produce un agua residual fuertemente contaminada conocida como vinaza, la cual ocasiona problemas importantes para su tratamiento y evacuación final. El volumen de residuos producidos (con una concentración tipica de alcohol en el mosto fermentado de 7-10%, se descargan alrededor de 10-14 volúmenes de vinaza por volumen de alcohol al 95’%0) y sus características fisicoquímicas (ácido, alta temperatura y alto contenido de materia orgánica e inorgánica) hacen este residuo líquido uno de los efluentes industriales más dificiles de tratar y disponer apropiadamente.

El único tratamiento de estas vinazas en la actualidad es la evaporación al sol en charolas gigantescas, después, se recolecta y es utilizado como fertilizante.

En la gran niayoria de los casos las vinazas no son tratadas o son utilizadas como sistema de fertilización-irrigación pero sin tomar en cuenta las condiciones del suelo ni las concentraciones de iones y sales en las vinazas. Esto en ocasiones puede ayudar a la fertilidad de la tierra pero debe hacerse bajo supervisión técnica para no afectar la ecología del sistema y no generar cambios en la salinidad del suelo, así como provocar malos olores y contaminación de los mantos acuíferos (Noyola, 1996).

En la actualidad existen algunos trabajos para el aprovechamiento de los residuos de esta industria. En estos trabajos se ha propuesto a la digestión anaerobia como una alternativa para tratar estos efluentes. (Noyola, 1996; Ilangovan, 1996).

Se ha reportado también el uso de reactores anaerobios para el tratamiento de estos efluentes como es el caso de Cordero y Rosales en Venezuela, con un sistema de dos reactores anaerobios de mezcla completa el cual tiene una eficiencia experimental de 66.7% y se espera una eficiencia de remoción del 99 %O (Graterol, 1996).

Los procesos biológicos que se han utilizado se pueden clasificar en aeróbicos y anaerobios, dependiendo del último aceptor de electrones en la respiración que efectúan los microorganismos que se encuentran dentro del reactor.

Los tratamientos aerobios están basados en microorganismos que utilizan el oxígeno como Último aceptor de electrones en su respiración. Este tipo de tratamiento es muy difundido en la actualidad debido a las eficiencias de remoción y a otros factores que se mencionan a continuación:

Periodos de arranque cortos. Inóculos fáciles de obtener.

Conocimiento sobre esta tecnologia Disposición de tecnología y fácil escalamiento

Además que esta tecnología tiene más tiempo de uso Pero también existen desventajas para lo cual se buscan aitemativas

Costos de instalaciones y equipo muy elevados. Equipos de gran tamaño.

0 Altos costos de operación. Producción de grandes cantidades de biomasa o Iodos. Requiere de purgas constantes.

0 Requiere estabilización de Iodos para su confinamiento. Sensibilidad a los periodos de escasez de oxígeno o nutrientes.

Estas desventajas han propiciado que la tecnología anaerobica tenga un rwgimiento debido a la gran ventaja de bajos costos de operación. Básicamente, la d-ión de compuestos por vía anaerobia en digestores sucede en tres etapas (Guyot, 1990). En la primera etapa, llamada ucidogenesis, los polimeros y otras sustancias complejas son hidrolizadas y fermentadas para dar compuestos químicos simples como el acetato que es el principal precursor del metano, otros ácidos orgánicos (propiónico, butírico, láctico, valérico, etc.), etanol e Hz. En la segunda etapa, con las reacciones de ucetOgénesis, los ácidos gram son transformad.os en ácido acético, COZ e Hz. En la tercera etapa, se lleva a cabo la metunogenesis mediante dos tipos de reacciones; la acetoclasta que consiste en la descarboxilación del ácido acético y la hidrogenotrofa que consiste en la reducción del COZ con HZ para producir C&.

Dentro de la primera etapa el hidrógeno y los ácidos grasos volátiles (AGV) son los productos más importantes. Una sobrecarga orgánica de los digestores anaerobios, lleva a una sobreproducción de hidrógeno y ácidos, los cuales pueden bajar el pH del reactor e inhibir la digestión anaerobia.

La tecnología anaerobia cuenta con características que la hacen bastante atractiva y paulatinamente ha ganado terreno, aigunas de estas son:

Bajos costos de operación. 0 Muy baja producción de Iodos de desecho.

Balance positivo de energía por la producción de metano. 0 Resistencia a periodos relativamente largos sin alimentación.

También, igual que los sistemas aerobios existen algunos inconvenientes que se mencionan:

0

o

0

La instalación es costosa

Tiene fase de arranque prolongada En algunos casos se tiene que realizar un postratamiento Existe escasez de inóculo adecuado en el país Existe incertidumbre en cuanto a su tecnología

El objetivo principal en el diseño de reactores anaerobios es mantener en su interior la mayor cantidad de biomasa para operar con tiempos cortos de residencia hidráulica (TRH). El objetivo principal de una buena operación es mantener una alta actividad metanogénica en esta biomasa (Monroy, 1998).

Los reactores anaerobios UASB han sido los más empleados para el tratamiento de aguas residuales municipales, y en el presente trabajo se pretende observar su eficacia con aguas con una alta carga orgánica como son las vinazas.

La digestión anaerobia en dos etapas (DADE) se estudia desde hace 20 años (Ghosh y Pohland, 1974; Ghosh, 1981) con la idea de separar, con base en consideraciones cinéticas, la acidogénesis en un reactor y la acetogénesis y metanogénesis en el segundo. El objetivo de la primera etapa es producir establemente una mezcla de AGV fácilmente metanizable en el reactor metanogénico independ¡entemente.de las variaciones de flujo y concentración y evitar que el HZ producido en la acidogénesis llegue al reactor metanogénico. Así, la idea es no permitir que se acumulen ni el Hz, ni los ácidos propiónico y butirico en el reactor metanogénico y de esta manera, optimizar el proceso. La DADE se ha usado cuando el sustrato:

a) Es fácilmente acidificable. Para evitar la sobrecarga de AGV a las bacterias metanogénicas y ganar en estabilidad ante variaciones en cargas orgánicas, temperatura y pH.

b) Es de difícil hidrólisis. Entonces esta reacción se optimiza en un primer reactor con generación de AGV, generalmente a un pH menor a 6.5.

Las cargas aplicadas pueden ser de 50 a 100% más altas con eficiencias del 10 al 30% superiores con DADE que en reactores c o n etapa Única . Pueden observarse también altas velocidades de carga orgánica volumétrica (Bv) aplicadas en la etapa acidogénica, en donde, no siendo el objetivo la reducción de la DQO.

Los reactores de metanización son, por lo general, del tipo UASB en donde se lleva a cabo la metanizacibn del carbohidrato residual. Debido a que ya no se tiene más Hz en el reactor metanogénico, la capacidad para degradar propiónico y acético es mayor.

En los últimos años se empezó el uso de reactores en serie para la degradación de - compuestos recalcitrantes. Este concepto se aplica a dos casos:

Cuando se requiere una primera etapa para hidrolizar o romper moléculas que están en altas concentraciones para producir sustratos degradables por las bacterias acetogénicas- metanogénicas.

Cuando se usa la primera etapa para metanizar sustancias de fácil degradación dejando para etapas posteriores las sustancias más recalcitrantes. En realidad, no hay separación de etapas sino reactores anaerobios en serie degradando distintas sustancias en sucesión (Monroy, 1998).

Los reactores de lecho tiuidizado inverso (LFI) o de flujo descendente, en aguas con altas cargas de materia orgánica se han reportado algunas ventajas, entre las que se encuentran los cortos tiempos de retención hidráulica a los que pueden ser operados, el mezclado eficiente que

permite la aplicación de cargas orgánicas volumétncas mayores a 5 kg DQO/m3.d, una buena diluoión, altas tasas de conversión y que son sistemas compactos (Nikolov y Karamanev, 1997, Mere, 1997). La desventaja es que la alta producción de biogas provoca la excesiva expansión del lecho

Comparar la efectividad de reactores anaerobios en el tratamiento de vinazas

TWOS PARTICULARES;

Conocer la capacidad de remoción de agua residual de un reactor UASB (reactor anaerobio de lecho de Iodos de flujo ascendente) para tratar vinazas

Conocer la capacidad de remoción de agua residual de un reactor RLFI (reactor de lecho fluidizado inverso) para tratar vinazas

Conocer la capacidad de remoción de agua residual de un reactor UASB en dos etapas, acidogénico y metanogénico, conectados en serie para el tratamiento de vinazas.

A partir de parámetros facilmente medibles (DQO, SST, SV, SF, pH, aicalinidad) verificar el buen funcionamiento de los reactores anaerobios

DQO (Demanda Química de Oxígeno)

La Demanda Química de Oxígeno es definida como una medida de la cantidad de oxígeno requerido para la oxidación química de mnt& orgaaica en una muestra, bajo condiciones ácidas, a dióxido de carbono y agua El fuerte oxidante químico muchas veces utilizado es el dicromato de potasio (Rowe, 1995)

RA (Relación de Alcalinidad entre Carbonatos y Ácidos Grasos Volátiles)

La akalinidad es una medida de la capacidad amortiguadora del agua La alcaiinidad es causada primordialmente por compuestos quimicos disueltos de rocas y del suelo y es principalmente debido a la presencia de ¡ones hidroxiio (OH), carbonato (CO?-) y bicarbonato (HCOY), estos compuestos son en su mayoría carbonatos o bicarbonatos de sodio (Na), potasio (K), magnesio (Mg) y calcio (Ca) Cuando el proceso de digestión es satisfactorio, la alcalinidad estará normalmente en el rango de 1000 a 5000 m@ de carbonato (Rowe, 1995)

Aicalinidad, mg de C a c a = (A - B)*N*50,000/mL de muestra A: mL de ácido usado para la muestra.

B: mL de ácido usado para blanco. N: Normalidad del ácido.

pH (Potencial Hidrógeno)

El pH es una medida de la acidez o aldinidad natural de la solución, y afecta la calidad de un agua o agua residual. El agua residual con utl adverso pH es dificil de tratar por medios biológicos, y si el pH no es alterado antes de la descarga del agua residual puede cambiar el pH de aguas naturales (Rowe, 1995).

SS (Sólidos Suspendidos)

Son los sólidos que contiene el agua de tratamiento después de pasar a traves de un filtro de fibra de vidrio con tamaño de poro conocido, es decir, son los sólidos no filtrables que se someten a una evaporación a 103-105°C (Warren, 1992).

En el agua estos sólidos pueden ser de partículas inorgánicas tales como arcilla, sedimento y otros constituyentes solubles, o pueden ser de origen orgánico tal como fibras de plantas, algas bacterias, etc. Estos sólidos pueden ser filtrados por un fino papel filtro. Aguas altas en S.S. pueden ser estéticamente insatisfactorias para propósitos como bañarse, y proveen sitios de adsorción para agentes químicos y biológicos (Rowe, 1995).

SV (Sólidos Volátiles), SF (Sólidos Fijos)

Dan una medida de la cantidad de materia orgánica presente en una muestra. La prueba es llevada por quema de la materia orgánica para convertirla en dióxido de carbono y agua, a una temperatura controlada de 55OOC, para prevenir la descomposición y volatilización de sustancias inorgánicas (Rowe, 1995).

BIOGAS

El primer paso en la descomposición bacteriana de compuestos orgánicos es la hidrólisis de carbohidratos En la ausencia de oxígeno los productos finales son ácidos orgánicos, alcoholes y también gases como bióxido de carbono, metano y ácido sulfhídrico. Estos son los llamados biogases (Rowe, 1995).

L a vinaza cruda presenta las siguientes características DQot = 1 i2&, DQOs = 95 SgíL , SS = 2 IS&, SV = 1 87& SF = O 305&, sulfatos = 29 O&, pH = 3 8

DESCRIPCI~N DEL REACTOR UASB

El primer sistema utilizado fue un reactor de lecho de Iodos con flujo ascendente esquematizado en la figura 1 con una capacidad de 1.5 L y un matraz de recirculación de 300 mL, una salida de este matraz esta conectada a la bomba de recirculación y se junta con la alimentación fresca, esto para bajar la carga orgánica que se alimentación al reactor; otra es la salida del efluente lograda por desplazamiento de volumen , además, tiene el matraz una entrada procedente de la salida del reactor. En la parte superior del reactor se encuentra una salida para el biogás, mismo que pasa a una trampa de líquido y continua hacia un medidor de volumen de biogás que tiene como principio el desplazamiento de un determinado volumen de líquido (agua), cada uno de estos desplazamientos corresponderá a un ciclo. El medidor tiene un puerto de muestreo, para determinar la calidad del biogás en un cromatógrafo de gases GOW MAC.

Contador de hiogas

Trampa de Liquido

Hornha de recirculación Aliineiitacion

Figura I Reactor UASB L

El reactor se alimentó continuamente con vinaza aumentando su concentración paulatinamente. Se opero durante poco más de 1 mes. En este penodo se avanzo muy despacio debido a que el reactor se encontró acidificado, aun así se alcanzo la concentración de influente de 38 g DQOL con un valor medio de la eficiencia de remoción de 37.49%

DESCRIPCI~N DEL REACTOR DE LECHO FLUIDEADO INVERSO

Otro de los sistemas utilizados fue un reactor de lecho fluidizado inverso, mostrado en la Figura 2, con un volumen de 2.5 L que consta de un separador de partículas que tiene como función colectar las partículas que se desplacen del lecho. Este a su vez se encuentra conectado a una bomba de recirculación. Por otra parte, se encuentra también conectado al lecho y al separador un medidor de volumen de biogás. El medidor tiene un puerto de muestreo, para determinar la ca

Lecho fluidizado

recirculación

Efiuente

Figura 2. Reactor de Lecho Fluidizado Inverso (RLFI).

El reactor utilizó como soporte para las bacterias polietileno molido, con un diámetro promedio de 0.4 mm y una densidad aparente de 276 kg/m’.

L

DESCRIPCI~N DEL SISTEMA DE TRATAMIENTO DE DOS ETAPAS.

Se utilizaron dos reactores de lecho de Iodos de flujo ascendente esquematizado en la figura 3 con una capacidad de 1.5 L y 0.450 L. Un matraz de recirculación de 300 mL fue empleado. El matraz de recirculación está conectado a la bomba de recirculación del reactor metanogénico asi como a la salida de este ultimo. La alimentación fresca es bombeada con la bomba de alimentación al primer reactor (acidogénico) el cual descarga al matraz de recirculación. La salida del efluente del sistema se realiza por desplazamiento de volumen en el matraz de recirculación. En la parte superior de los reactores se encuentra una salida para el biogás mismo que pasa a una trampa de liquido y continua hacia un medidor de volumen de biogás. El medidor tiene un puerto de muestreo, para determinar la calidad del biogás. El sistema se opera a una temperatura de 35°C.

Biogás

' M f I

t-

I I

M.didor gasto biogác

'"; Bombarecirculación

1

Figura 3 Sistema de tratamiento en dos etapas

Para el montaje de este sistema se utilizo el reactor UASB utilizado en la primera parte del estudio, este reactor redima la metanogénesis, es decir, la segunda etapa La primeni etapa (acidogénesis) se realizó en un reactor de 450 mL

El reactor acidogénico fue inoculado con Iodos provenientes de las purgas realizadas al reactor metanogénico

Este sistema comenzó a trabajar con UM vinaza a pH 4 y diluida a 38g DQO/L y al final del proyecto operó a una concentración de 65g de DQOíL

!

ACTIVIR ADES REAL IZADAS:

MONITOREO DE UN REACTOR DE LECHO FLUIDIZADO INVERSO (RLFI) EN EL TRATAMIENTO DE W A Z A S

Una de las primeras actividades realizadas fue el preparar una dilución de la vinaza de entrada al reactor a UM DQO de 2.5&, si esta se alimentara al reactor sin antes hacerle una dilución lo que provoca es que el reactor se acidifique. Esta alimentación duraba aproximadamente 2 semanas.

Para verificar el TRH; se checo el flujo de salida en una probeta una vez al día, en caso de ser necesario se cambiaba el flujo a la bomba de alimentación. Antes de medir el efluente se hacia pasar este por una coladera para tener una mínima pérdida de partículas. El TRH que se mantuvo durante el corto tiempo de operación fue de 0.5 días (12 horas).

Se midió la DQO UM vez al día; se hizo prueba por duplicado en la salida haciendo una dilución de 2X, mientras que en la entrada no se realizo de manera rutinaria, solo cada vez que se preparaba vinazanueva, debido a que el cambio que sufría la DQO en las dos semanas que duraba la alimentación no era significativo. El valor promedio de salida de DQO fue de 1.33 g/L con una desviación de 0.22 a. Medición del pH del efluente una vez al día. El pH de entrada se ajustaba alrededor de 7 cada que se preparaba alimentación nueva, debido a que el pH de la vinaza es muy bajo se utilizó bicarbonato de sodio grado industrial.

Se midió la alcalinidad del efluente, la cual debería dar una RA arriba de 0.6 para que el reactor estuviera operando correctamente. Los valores de relación de alcalinidad obtenidos tuvieron una media de 0.64 con UM desviación de 0.07, esto corresponde a un valor medio de 9458.33 mg/L de carbonato con una desviación de 1786.52 m&.

. Debido a que el RLFI venía de una acidificación en realidad lo que se trato de trabajar en

este fue su estabilización, la cual se verificaba midiendo los parámetros antes mencionados

MONITOREO DE UN REACTOR ANAEROBIO DE LECHO DE LODOS CON FLUJO ASCENDENTE (LIASB) EN UNA Y DOS ETAPAS

En la primera parte del estudio solo se contaba con un reactor UASB con un volumen de 1500 mL, el cual se mantuvo en recirculación para estabilizarlo Los parámetros que se midieron fueron los siguientes

Alcalinidad del efluente de recirculación una vez al día El valor promedio obtenido fue de O 50 con una desviación estándar de O 14, correspondiente a un valor de 10800 mg/L de carbonato en promedio

Se determinó la DQO de entrada y salida del reactor una vez al día haciendo una dilución de 25X; la determinación se realizo por duplicado El valor promedio de estrada fue de 37 65 g/L con una desviación de 2.03 glL, mientras que el valor medio de salida fue de 23 67 giL con una desviación de 5 09 p/L.

Medición del pH, los valores promedio de entrada y salida fueron de 6 21 y 7 91 respectivamente

Como siguiente actividad se realizó la alimentación directa al matraz de recirculación del reactor UASB estabilizado previamente, su alimentación consistió en vinaza con una DQO de aproximadamente 38 g DQOL Los parámetros que se midieron son:

Se verificaba el TRH midiendo el flujo de salida del reactor una vez al día El TRH promedio fue de 6 23 días

Se midió DQO de la salida del reactor haciendo una previa dilución de SOX, el valor promedio obtenido fue de 22.40 g/L con una desviación de 7 74 gk

Medición del pH de entrada al reactor y la salida

Verificar la relación de alcalinidad en el efluente una vez al dia, teniendo esta un valor promedio de O 44 con una desviación de O 07, valor promedio de mg/L de carbonst0 fue de 71 70 c o n UM desviación de 2 13 1 rn&

Debido a que el reactor presento problemas de acidificación, se optó por dividir el tratamiento en dos etapas Las siguientes actividades fueron las de acidificar un reactor UASB de 450 mL y posteriormente conectarlo en serie con el anterior reactor UASB metanogénico pasando el efluente del reactor acidiíicado a un matraz de recirculación Las variables que se midieron fueron las mismas que en los anteriores casos

Para que se acidificara el reactor pequeño se aprovecho el hecho de que a altos valores de cargas másicas en los digestores anaerobios, llevan a una sobreproducción de hidrógeno y ácidos, los cuales disminuyen el pH Por lo anterior se fue poco a poco aumentando la DQO de la alimentación hasta en los últimos días llegar a una DQO promedio de 45 92 g/L

Con respecto a los objetivos que se planeo al principio

A partir de parámetros fácilmente medibles (DQO, SST, SV, SF, pH, alcalinidad) verificar el buen funcionamiento de los reactores anaerobios, este objetivo fue cumplido Una de las variables sobre la cual no se pudo tener un absoluto control fue el flujo de la alimentación

debido a que las bombas se descalibraban, esta variación en el gasto tuvo efecto en que la carga másica alimentada a los reactores no era constante; esta variable también afecto al TRH de los reactores.

.

Comparar la biodegradabilidad de la vinaza en tres prototipos de reactores anaerobios diferentes; el objetivo se cumplió, dando como resultado que se obtienen mejores condiciones en reactores en serie que en el reactor UASB solo y en el RLFI los cuales operacionalmente y por estabilidad no son tan recomendables para este tipo de aguas.

Conocer la capacidad de remoción de agua residual de vinazas en un reactor UASB de una etapa; el objetivo fue cumplido teniendo las siguientes condiciones promedio en la operación: TRH de 6.23 días, carga orgánica 5.58 @*d, pH de entrada 6.20, DQO de entrada 38.28 @, eficiencia de remoción de 37.49?/0, relación alfa de alcalinidad de 0.44. El principal problema en este sistema fue la acidificación así. como el constante arrastre de partículas fuera del reactor.

TRH 1.73 días DQO entrada 45.92 @ DQO salida 40.82 g/L

Carga Orgánica 32.14 g/L*d Porcentaje de remoción 14.13%

TRH DQO entrada DQO salida

Carga Orgánica

Gasto de biogás Porcentaje de metano en biogás

Relación alfa de alcalinidad mgíL de carbonato

Porcentaje de remoción

pH de entrada

3.49 días 41.13 g/L 13.88 g/L

4.24 g/L*d

1.53 L/d 74.24%

5.59 0.65

8 126 mg/L

64.43%

S.S. entrada S.S. salida

S.F. entradd S.F. salida

S.V. entrada S.V. Salida

Y DI%&MONES.

En las gráficas siguientes se muestran los resultados obtenidos para el reactor UASB

4.38 gL 2.17gL 0.46 gL 0.28 g/L 3.92 g¡L 1.89 p/L

Figura 4. Concentración de DQO de entrada y salida en el reactor UASB

Como se puede observar después del periodo de estabilización que duro i8días, la concentración media de DQO en la vinaza de entrada fue de 38.28 g¡L. Es importante mencionar que la alimentación no era directamente al reactor sino ai matraz de recirculación, esto para aligerar la carga orgánica alimentada y así evitar la acumulación de ácidos grasos volátiles y de hidrógeno que podrían provocar una acidificación del reactor. Después del día 20 de operación la tendencia de la DQO de salida es hacia abajo, manteniendo un valor promedio de 22.40 g/L.

Figura 5. Eficiencia de remoción.

Con este reactor se Obtuvo una eficiencia de remoción promedio de 37.49% con una desviación estándar de13.72%. La desviación en las eficiencias de remoción se deben principalmente a los diferentes TRH obtenidos debido al gasto entregado por la bomba de alimentación; el valor medio de TRH durante la operación fue de 6.23 días con una desviación de 3.71 días. La máxima remoción obtenida con el reactor fue de 68.75% lograda en el día 36 de operación.

~~~ _~ i I 5 4 ~~~~

1 0 5 10 15 20 25 30 35 4 0 4 5 ~

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~.. ~~~~ -- T i e m p o ( d i a s )

E n t r a d a +salida 1 ! -_ ~.

Figura 6. pH de entrada y salida del reactor UASB.

Debido a que se trató de un influente sobre el cual teníamos un control en la entrada del reactor, podemos ver que el pH promedio de entrada fue de 6.20 con una desviación de 0.60; y como promedio en el efluente un pH de 7.91 c o n una desviación de 0.42. Debido a que la vinaza "cruda" tenia u n pH de 3.5-4, a esta se le adicionaba bicarbonato de sodio grado industrial, aproximadamente 1.5g de bicarbonato por litro de vinaza preparada.

Podemos también apreciar como durante la mayor parte del tiempo de operación el reactor presentó estabilidad en el pH del efluente y se mantuvo asi durante 32 dias hasta que se intento que el influente entrara con un pH de 7, lo cual ocasiono que el reactor tendiera hacia la acidificación.

.

1 O .7 .. ~.

Ph.’ - m

0 . 3 ~ 4 2 u

o . I 7

L_

Figura 7 Relación ALFA de alcalinidades del reactor UASB

De los datos de la figura 7 se obtiene un valor promedio de la relación de aldinidad que es de 0.44 (so10 tomando en cuenta los datos cuando el reactor ya estaba estabilizado en el da 18, marcado con la línea) obteniendo un valor medip de 10800 mg/L de carbonato con una desviación de 926 77 qgL, nunca se llegó a los valores óptimos de más de O 6 en la relación de aldinidad, en ocasiones debido a que los datos mostraban la tendencia hacia la acidificación se recurría a la adición de bicarbonato en el matraz de recirculación Podemos apreciar corno después de los 18 días de recirculación y que se colocó en alimentación directa la relación ALFA comenzó a decaer

Figura 8 Carga Orgánica Volumétrica del reactor UASB

El reactor se mantuvo solamente en recirculación durante los primeros 18 días de operacióa para lograr que se estabilizara, en el matraz de recirculación se agregaba tanta cantidad de vinavl nueva como se retirara del mismo para realizar los anáiisis de pH, alcalinidaá y DQO Podemos observar como la Bv no fue constante, debido principalmente a las fallas presentes en las bombas Haciendo un promedio de la Carga orgánica volumétrica de entrada se obtiene un valor de 5 58 g L * d

En algunas ocasiones cuando el reactor presentaba signos de acidificación se llego a colocar bicarbonato directamente en el matraz de recirculación El reactor UASB presentó problemas de operacion como taponamiento de mangueras debido a la sedimentación de los gránulos

Se decidió replantear el sistema a uno de dos etapas, debido a que este no soportaba las gtas cargas qplicadas provocando la acidificación del sistema por acumulación de ácidos orgánicos. El sistema de dos etapas ya había sido probado para altas cargas orgánicas como ocurre en el caso de las vinazas.

E n las siguientes gráficas se presentan los resultados obtenidos c o n el reactor RLFI:

.

Figura 9. Concentración de DQO de entrada y salida en el RLFI En la figura anterior se observa como fue aumentando poco a poco la concentración de

alimentación. Comparando con los datos de la figura 4, observamos la gran diferencia en la concentración de alimentación, mientras que el valor medio en el reactor UASB fue de 38.28 &, en el reactor RLFI fue de 2.17 g L ; la diferencia principalmente se debió a que en este tipo de reactor presentaba una excesiva expansión del lecho si la DQO se intentaba aumentar, lo cual provocaba que se tuvieran problemas de taponamiento de mangueras debido a que las partículas se salían del lecho. La máxima concentración de DQO que se alcanzó en la alimentación fue de 3 .1 g/L

A---+- -- O 5 10 15 20 25 30 35

Tiempo (d ias) ~ ~

Figura IO Eficiencias de remoción del RLFI

La figura 1 O muestra las eficiencias de remoción alcanzadas durante 3 1 días que se opero el reactor El valor medio del porciento de remoción es de 37 90% con una desviación de 14 13% manteniendo un valor medio de TRH de 8 64 horas La máxima remoción alcanzada fue de 59 69% El promedio de eficiencia de remoción en el reactor RLFI fue prácticamente el mismo que en el reactor UASB de una sola etapa

o 10 O n

0 +~----+.~. .~~~- ~

O 5 I O 15 20 25 30 35 Tiempo (días)

~ ~~~

7 1 Figura 1 I . Carga Orgánica Volumétrica.

La carga Orgánica Volumétdca promedio en este reactor fue de 6.34 g/l*d, con una desviación de 3.11 &*d. El aumento que se alcanza a apreciar en la COV conforme pasaban los días se debió a un aumento en la DQO de alimentación y no a un aumento en el gasto de la alimentacKin que en promedio se mantuvo en 7.6 L/d.

L

8 5 -

8 -

1 5 -

7

6 5

8 Lp-7 . . . ~ ~ ~~. - O 5 1 0 1 5 2 0 2 5 3 0 35

-C E n t r a d a -c s a lie. ~1 T i e m p o ( d i a s )

i ~ ~ ~ ~ . .

~~

~ . . ~ __.~~ ~.

Figura 12. pH de entrada y salida.

La gráfica anterior muestra como la alimentación de este reactor se mantuvo en promedio en un ph de 7, con una desviación de 0.14 para evitar una eventual acidificación E n cuanto ai ph de salida en promedio fue de 7 81 c o n UM desviación estandar de O 56

O 5 10 15 2 0 2 5 3 0 3 s

T i e m p o ( d h s ) I

J-CALrAj i Figura 13 Relación ALFA de alcaiinidad

h relación ALFA se mantuvo estable con un valor promedio de O 64 y una desviación de O 08, los miligramos de carbonato correspondientes fueron 9458 33 mg& Presento dgunas bajas, sin rebasar O 5 la aicalinidad, las cuales corresponden a los días en los que se aumento la Bv Se observa que el tiempo en el cual el reactor se adaptaba a la nueva carga prghica fue entre el .segundo y quinto día de operación, a pesar de que la alcalmidad bajaba un poco al aumentar la carga, nunca se tuvieron los mismos problemas de acidificación que existieron en el reactor UASB

El proyecto con el Reactor de Leoho Fluidizado Inverso se abandono debido a la gran cantidad de problemas de operación que ocasionaba. La gran expansión que ocuma en el lecho, provoco que parte de las partículas salieran del reactor por las mangueras, esto ocasionó que existieran constantes taponamientos y por lo tanto el agua en tratamiento saliera del reactor.

Los resultados del estudio realizado con el sistema de dos etapas se encuentran resumidos en las siguientes gráficas.

o -- , 7- - O 2 0 4 0 6 0 8 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 6 0 I

TíemDo f d l a s ) - t C o n c e n f r a c i o n E n t r a d a - C C o n c R e a l Sal ida __

Figura 14. Concentración de DQO en el reactor acidogénico.

o o t - >-I- ~ .. r -d O 20 40 60 80 100 120 1 4 0 160 180

Tiempo (d ías)

1 &ENTRADA -SALIDA I Figura 15 Concentración de DQO en el reactor metanogénico

E n las ur8ficas anteriores se muestran las altas concentraciones de DO0 aue se - . alimentaron a l& dos reactores Para darse una idea de lo alta que es la concentración de entrada en el Sisiema, solo se tienen que comparar con las alimentaciones del reactor UASB que se uti1iz.Ó primero y del RLFI, la relación DQO de entrada del reactor acidog6nico entre DQO de entrada del reactor RLFI es de 18 39, mientras que su relación con el reactor UASB de UM etapa es de 1.21 veces su alimentación Realizando la misma relación para el reactor metanopjnico las relpciones son 16 45 y 1 08 respwiivamente Lo anterior es de gran ayuda para tratar las vinazas que precisamente tienen una DQO muy elevada

A diferencia de lo que se puede ver en la gráfica 15, la concentración de salida en el reactor acidogénico es prácticamente igual a la concentración de entrada, lo cual indica un correcto funcionamiento La Concentración de DQO de entrada promedio al sistema fue de 45 92 g/L y la salida de 13 88 g/i

-~ ~-

O 2 0 4 0 6 0 8 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 6 0 1 8 0 T i e m p o ( d l 0 5 1

Figura 16 Eficiencia de remoción de DQO del reactor Acidogénico

- _ - _

O 20 40 80 80 100 120 140 180 180 Tiempo (des)

Figura 17. Eficiencia de remoción de DQO del reactor Metanogénico.

El porcentaje de remoción del reactor acidogénico fue de 14.13% en promedio, mientras que para el reactor metanogénico fue de 64.44%. La eficiencia global del sistema fue de 69.77%. Esto demuestra que el sistema en dos etapas tiene una mayor remoción de DQO qu el reactor de lecho de Iodos de tiujo ascendente y con el reactor de lecho fluidizado inverso, que además de tener una alimentación más baja en cuanto a su DQO, sus eficiencias de remoción no fueron tan altas

O 20 40 60 80 100 120 140 160 180 Tempo (dias)

\-carga ürgdnica 1 Figura 18. Carga Orgánica del reactor Acidogénico.

I--

--L~- .- . ~

O 20 40 60 SO 100 120 140 160 180 I I I Tiempo (dkas)

Figura 19 CArga Orgánica del reactor Metanogénico

Debido a que el reactor acidogénioo puede utilizar los AGV como sustrato sin teaer problemas de estabilidad, podemos manejar cargas orgánicas mas altas que en los otros sistemas, en el rewtor RLFI m promedio la carga orgbica fue de 6 34 @/d, m el reactor UASB fue de 5 58 gUd, mientras que elnel reactor acidogénico fue de 32 14 g n l d y en el metanogénico fue de 4 24 f l d Las cargas orgánicas en el reactor acidogénico no fueron constantes debido a dos causas, la concentnrciones de DQO fueron vanabies y el flujo de alimentación no se pudo mantener sienapre constante debido a las fallas propias de la bomba de flujo

Las cargas orgánicas en el reactor metanogénico, a diferencia del reactor acidigénico, son relativamente bajas y prácticamente iguales a las que se tenían en los otros dos reactores utilizados, estas cargas bajas evitan la acidificación del reactor metanogénico

El biogás se camenzo a medir hasta el día 80 de operación En el reactor metanogénico produjo en promedio 1 54 L/d de biogás, mientras que el reactor acidogénico produjo en promedio 4 63 mUd de biogás Esto se puede observar en las figuras 20 y 21

En la figura 22 se muestra el porcentaje de metano en el biogás del reactor metanogénico, el valor promedio de metano producido en el biogas es de 74 24 % del total

...

O 4 0 so 120 160 > ! ~ Tiempo (d ias ) I i I-GASTO I

~~~ ~ , ~ ~ ~ - ~~~ ~~ 1 ~~~~ ~ l~ ~ ~~

Figura 20. Producción de biogás en el reactor Acidogénico.

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-_

.:r“ 7 4

O 2 0 4 0 - 6 0 6 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 6 0 1 6 0

T i e m p o ( d l a s )

-C 0 IO 0 A 3

Figura 2 1, Producción de biogás en el reactor Metanogénico.

1

(10 x 4 0

2 o O L L O 2 0 4 0 B O 8 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 8 0 1 8 0

T i e m p o ( d i a s )

Figura 22. Porcentaje de metano en el reactor Metanogénico.

3 --r 1 -4 O 20 40 60 80 100 120 140 160 180

-entrada -A- salda I __-__ E_-_ A___ Ii---.

Figura 23 pH del reactor Acidogénico

I 9 8 7

' 6

5 4

-... ~ - - _ ~ ~ _ ---.---I O 2 0 4 0 6 0 8 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 6 0 1 8 0

T i e m p o (dias)

T - E N T R A - L S A ----I L IDA

.~

Figura 24. pH del reactor Metanogénico.

La figura 23 muestra el pH de entrada y salida del reactor acidogénico. En los primeros días de operación, el pH se disminuyo poco a poco, con el fin que el consorcio microbianio se adaptara. Al día 26 de operación, el pH promedio de entrada en el reactorfue de 6.82, mientras que el de dida fue de 6.81; la mayor parte del tiempo como se observa en la gráfica el pH de entrada fue de 4.20 mientras que la salida fue de 4.53.

En el pH del reactor metanogénico (figura 24) se observa que la alimentación presenta la misma disminución paulatina que el reactor acidogénico. El pH de entrada del reactor metanogénico no es el mismo que la salida del reactor acidogénico, debido a que se pasa antes a un matraz de recirculación, el valor promedio de la alimentación fue de 5.59, mientras que la salida fue de 8.17.

I L. 1 .o -- ..-

O 20 40 60 80 100 120 140 160 180 Tsrnpo (dhr)

Figura 25 Relación Alfa de aicalinidades para el reactor Metanogénico

La figura 25 presenta la relacion de alcalioidedes en el reactor metanogénico; podemos apreciar como en los primeros días de openición el reactor presentó aigunos problemas de acidificación, los cuales se debieron a la adaptación El valor alfa promedio fue de O 65, lo que corresponde a 8 13 mg/L de carbonato Se pueden observar algunos valores en los cuales se ve una ligera acidificación, pero rápidamente se estabiliza sin problemas

._ -.

20 15

10

x 5

A diferencia de to que ocurría con el mismo reactor pero siendo alimentado directamente (figura 7) se observa que el sistema de dos etapas tiene menos problemas de conversión, lo cqal demuestra la ventaja que proporciona el reactor acidogénico como un tratamiento previo a las vinazas antes de entrar al reactor metanogénico.

30

25

(o

5 '!! O O 20 40 60 80 100 120 140 160 180

Tiempo (dias)

-o-SScntrada t - S S s a l i d a

Figura 26. Sólidos Suspendidos en el reactor Metanogénico

Figura 27. Sólidos Fijos del reactor Metanogénico.

O 20 40 60 80 100 I20 140 160 100

&-SVentrada -A- SVsalda 1 I -___I

Tiernpo(d!as) ~ .~

I ~~ ~~ ~ .

Figura 28. Sólidos Volátiles en el Reactor Metanogénico. L

E n las tres figuras anteriores se observa la remoción de sólidos en el reactor metanOgénico. Los didos suspendidos de entrada fueron de 4.39 g L mientras que la d i d a fue de 2.18 g/L, correspondiente a un porcentaje de 57% de remoción. Los sólidos fijos fueron de O 46 g/L en la alimentación y O 28 g L en la salida, correspondiente a 39% de remoción Los sólidos volátiles fueron de 3 93 g& en la alimentación mientras que en la salida fue de 1 89 g/L, correspondiente a 52% de remoción

RECOMENDACIONES.

Una de las primeras cow que se deben de considerar es la de hacer una purga al reactor metanogénico Aun cuando una gran cantidad de sólidos es buena, las cantidades que se tenían en el eflvente son bastante altas, además, en el matraz de recirculación los sólidos por lo antenor son bastantes, de hecho, en el mimo niat~iz se obssrvO que existía la producción de biogás, algo interesante seria en todo caso observar la cantidad de gas que se esta obteniendo en el matraz

El diseño del reactor acidogénico tiene una falla que debería ser corregida, la distancia que existe entre la boquilla de salida del reactor y la aitura hasta debe llegar el embudo recolector de biogás es muy pequeña, esto ocasiona que et biogás no tanga la presión suficiente para pasar a través de las conexiones Por lo anterior esta distancia debe ser agrandada

Seria UM buena prueba intentar aumentar la concentración de DQO de entrada en el reactor acidogénico y ver como afecta al porcentaje de remoción y a la alcalinidad

ANEXO. Para realizar la caracterización de la vinaza así como los análisis de monitoreo de los

reactores en el laboratorio se pueden emplear las siguientes técnicas para la medición de las variables

DQO (Demanda Química de Oxígeno)

La técnica utilizada es la de HACH, la cual consiste en:

Agitar cautelosamente.

Medir 2ml de muestra, esta muestra en nuestro caso es de una dilución de 1: 50, y colocarla en un tubo HACH. Agregar con cuidado lml de solución digestora de dicromato de potacio, sulfato mercurico y ácido sulfurico. Agregar con mucho cuidado 2ml de solución de ácido sulfúrico y sulfato de plata.

Poner a reflujo en la parrilla de digestión durante 2 horas a 15OOC. Enfriar y leer la absorbancia en el espectrofotómetro a 620 nm. Aplicar la ecuación de la curva eatándar.

AI agregar la solución digestora y el ácido se debe hacer con guantes y gogles RA (Relación de Alcalinidad entre Carbonatos y Ácidos Grasos Volátiles)

I.

4.

La técnica utilizada es la siguiente:

Preparar una solución de ácido sulfiínco valorado O lN* Medii 25ml de muestra con una pipeta volumétrica Colocar en un vaso de precipitado de 15Oml Medii el pH inicial de la muestra Agitar Constantemente con un agitador magnético a la misma velocidad sin retirar el electrodo del potenciómetro Colocar el ácido sulfiirico O 1N en una bureta de 25ml y comenzar la titulación Registrar el gasto de ácido cuando el potenciómetro marque un pH de 5 75 Continuar la titulación hasta llegar a un pH de 4 30 Registrar el gasto Dividir los mililitros gastados para titular hasta 5 75 (carbonatos) entre los mililitros gastados para titular hasta 4 30 (AGV)

* Se utilizó ácido sulfúrico 0.1N a diferencia de cómo dice la técnica que debe ser ácido 0.01N debido a que de este ultimo las cantidades ocupadas eran demasiado grandes, de alrededor de 170-200ml para llegar a la titulación, lo cual podía provocar que el pH que se estuviera midiendo fuera el del ácido en lugar el de nuestra muestra que ya para esos volúmenes estaría demasiado diluida.

pH (Potencial Hidrógeno)

Se utiliza el potenciómetro

Enjuagar el electrodo.

Registrar el valor obtenido.

Calibrar el potenciómetro c o n solución buffer de pH 7 y pH 4

Introducir el electrodo en un volumen de muestra suficiente.

SS (Sólidos Suspendidos)

La técnica utilizada es la siguiente:

0 Poner a peso constante el papel filtro Whatman GF/C y registrar el peso. Colocar con pinzas el papel filtro en un embudo y matraz Kitazato conectado a una bomba de vacío Medir lOml de muestra con una pipeta volumétr¡ca* Verter la muestra y encender la bomba de vacío hasta que pase todo el líquido Separar con cuidado el papel filtro del embudo.

0 Poner en estufa a 105T durante 1 hora Dejar enfiar el papel antes de pesarlo Registrar el peso del papel más la muestra.

0 Sacar la diferencia entre los pesos de los filtros que salen de la estufa a 105°C y los filtros sin muestra y dividir entre el voiumeh de la muestra.

SV (Sólidos Volátiles)

La técnica utilizada es la siguiente:

O

O

O

O

O

O

O

O

O

O

Poner a peso constante un papel filtro W m a n GF/C Colocar con pinzas el papel filtro en un embudo y matraz Kitazato conectado a una bomba de vacío Medir lOml de muestra con una pipeta volumétriw* Verter la muestra y encender la bomba de vacío hasta que pase todo el líquido Separar con cuidado el papel filtro del embudo Poner en estufa a 105.C durante 1 hora Dejar enfnar el papel antes de pesarlo Registrar el peso del papel más la muestra Poner en la mufla a 5500C durante 30 minutos Dejar enfriar el papel antes de pesarlo Registrar el peso del papel más la muestra Sacar la diferencia de los pesos entre los filtros que salen de la estufa a 10S°C menos los que salen de la mufla a 550°C y dividir entre el volumen de muestra

SF (Sólidos Fijos)

La técnica es la siguiente:

O

O

O

O

O

O

O

O

Poner a peso constante un papel filtro Whatman GFIC. Colocar con pinzas el papel filtro en un embudo y matraz Kitazato conectado a una bomba de vacío. Medir lOml de muestra con una pipeta volumétrica*. Verter la muestra y encender la bomba de vacío hasta que pase todo el líquido. Separar con cuidado el papel filtro del embudo. Poner en estufa a 105°C durante 1 hora. Dejar enfriar el papel antes de pesarlo. Registrar el peso del papel más la muestra. Poner en la mufla a 550'C durante 30 minutos. Dejar enfriar el papel antes de pesarlo. Registrar el peso del papel más la muestra. Sacar la diferencia de los pesos entre los filtros que salen de la mufla a 550°C y los filtros sin muestra y dividir entre el volumen de muestra ocupado.

""__I " '

* El volumen de myestra que según la técnida debe ser utilizado es de 50d, nosotros ocupamos lOml debido a que si utilizamos una muestra de volumen tan grande el filtto se tapa (debido a la gran Cantiiiad de sólidos).

.. L

BIOGAS

Al biogás se le realizaron análisis de composición y cuantificación

Para la cumtificación de biogás Se utilizo un equipo qqe permitía medir el gasto de prodctwión (no fue utilizado durante todo el experimento) El aparato consiste en un sistema de dos vasos comunicantes al cual se le conecta la corriente de biogás proveniente del digestor Ai desplazar un volumen pequeño de agua (el volumen dependió de cuanto se calibro, un contador se calibro a 6mücicIo y el otro a 15ml/ciclo) un contador la operación y abre una válvula selenoide que nivela las presiones y el nivel de los vasos qomunicantes para iniciar un nuevo ciclo. Las muestras de gas se toman en el cilindro de entrada de gas

Para el afiálisis de composición de biogás se realizo lo siguiente

Se empleo un cromatógrafo de gases GOW MAC serie 550 con detector de conductividad térmica con una temperatura en la columna de 14OOC, temperatura del detector de 190°C y la temperatura del inyector de 170"C, una comente de los filamentos de 120mA, utilizando helio como gas acarreador con una velocidad de 30mi/min a una presión de 50 psi (aproximadamente) en el que se inyectan O Iml de muestra y se obtiene un cromatograma que nos indica las áreas baja la curva y por medio de una curva patrón obtener los porcentajes de composición

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