Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la...

Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes

Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant

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UNIVERSIDAD DE ALICANTE

FA C U L T A D

D E

C I E N C I A S

DEPARTAMENTO DE QUIMICA INORGÁNICA E INGENIERA QUIMICA

E nEllJ121AS DE- ALICANITi

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Ali(,anta .Q

if,,t .de .-Immmmo----de 0111-

DIVISION DE INGENIERA QUIMICA

ALICANTE, JUNIO 1989

Memoria que para optar al

Grado de Doctor en Ciencias

Químicas presenta

JOSE MARIA LOPEZ GABANES

DIGESTION ANAEROBIA DE

LODOS DE DEPURADORA, ETAPAS

C 0 N T R 0 1 A N T E S

Y

C I N E T I C A

DEL PROCESO

. .FACULTAD DE !UEIIIPS-M2!iiTEGA

UNIVEnSliiU DE ALICAiTE

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Telex 66616 UDEA ETeléfono (96) 5661150

Ext. 1134 - 1135

Apartado 99 - ALICANTE

RAFAEL FONT MONTESINOS, Dr . EN

DE LA DIVISION DE INGENIERIA QU

DE LA UNIVERSIDAD DE ALICANTE .

CERTIFICO : Que D . JOSE MARIA LOPE

(Sección Químicas) ha

la División de Ingen

Ciencias de la Univer :

bajo el título "DIGES

DORA . ETAPAS CONTROLA

tituye su memoria pa

Ciencias Químicas, re

nes necesarias para

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CIENCIAS QUIMICAS Y CATEDRATICO

IMICA DE LA FACULTAD DE CIENCIAS

Z CABANES, Licenciado en Ciencias

realizado bajo mi dirección en

'ería Química de la Facultad de

sidad de Alicante, el trabajo que

ION ANAEROBIA DE LODOS DE DEPURA-

TES Y CINETICA DEL PROCESO", cons

a aspirar al Grado de Doctor en

uniendo a mi juicio las condicio-

ser presentada y defendida ante

¡ente .

os efectos oportunos, en cumpli-

ión vigente, firmo el presente

e, a veinte de Junio de mil nove-

e .

r/ii

L FONT MONTESINOSFdo : RAF

tedrático de Ingeniería Química

-e,~~~

ccrím iccZ



A mi hijo Alvaro

A Sus¡

A mis vadre



A G R A D E C I M I E N T O S

El presente trabajo se ha realizado en la Divisiónde Ingeniería Química de la Facultad de Ciencias de la Universidadde Alicante, bajo la dirección del Dr . D . Rafael Font Montesinos,a quien deseo manifestar mi más profundo y sincero agradecimiento

por su continua y valiosa dirección, así como la constante ayudaprestada que ha hecho posible la finalización de este trabajo .

Asimismo quiero expresar mi reconocimiento al Dr . D .Francisco Ruiz Beviá, por sus valiosas indicaciones y estímulodurante este tiempo .

Debo mencionar también a todos mis compañeros de Divi-sión, por la desinteresada colaboración que me han brindado duran-te estos años, ante cualquier problema .

Finalmente quisiera destacar todas las facilidadesy medios puestos a mi disposición por parte de la empresa SEAR,SAque me han permitido concluir esta memoria .



I N D I C E



I N D I C E

1 . RESUMEN . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

1

2. INTRODUCCION A LOS PROCESOS DE DEPURACION DE AGUAS . . .

2.1 . Tratamientos para la depuración de las aguas residuales .

3

3

5

5

6

7

10

12

13

14

15

15

15

16

16

17

1718

1819

21

23

24

25

25

25

26

26

2 .1 .1 . Tratamiento prevío y primario . . . . . . . . . .2 .1 .2 . Tratamiento secundario o biológico . . . . . . .

2 .1 .2 .1 . Procesos aerobios . . . . . . . . . . .

2 .1 .2 .2 . Procesos anaerobios . . . . . . . . . .

2 .1 .3 . Tratamiento terciario . . . . . . . . . . . . .

2 .2 . Estación depuradora de Alicante . . . . . . . . . . . .

2 .2 .1 . Desbaste de gruesos y bombeo . . . . . . . . . .2 .2 .2 . Rejas de finos . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .3 . Desarenadores . . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .4 . Decantación primaria . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .5 . Tratamiento biológico . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .6 . Decantación secundaria . . . . . . . . . . . . .2 .2 .7 . Cloración . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .8 . Espesadores de lodos . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .9 . Digestores primarios de fermentación anaerobia .2 .2 .10 . Digestor secundario de fermentación anaerobia .2 .2 .11 . Acondicionamiento térmico de los lodos . . . . .2 .2 .12 . Secado de los lodos . . . . . . . . . . . . . .

2 .3 . Características de los lodos . Sistemas de tratamiento .

2 .3 .1 . Naturaleza de los lodos . . . . . . . . . . . . .2 .3 .2 . Sistemas de tratamiento . . . . . . . . . . . . .

2 .3 .2 .1 . Procesos de espesamiento . . . . . . . .2 .3 .2 .2 . Procesos de estabilización . . . . . . .2 .3 .2 .3 . Acondicionamiento de los lodos . . . . .2 .3 .2 .4 . Deshidratación . . . . . . . . . . . . .2 .3 .2 .5 . Secado - Incineración . . . . . . . . .



2 .3 .3 . Eliminación y aprovechamiento de los lodos . 26

. 29

. 29

. 33

. 34

. 34

. 36

. 36

. 38

. 40

. 40

. 42

. 43

. 45

. 46

3.4. Etapas de la digestión anaerobia . Esquemas y reacciones

. 47

. 57

' 31

' 58

' 59

. 68

. 68

. 68

. 77

. 86

. 86

. 87

3. DIGESTION ANAEROBIA . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3.1. Generalidades . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3.2 . Antecedentes históricos de la digestión anaerobia . .

3 .3 . Tipos de digestores . . . . . . . . . . . . . . . . .

3 .3 .1 . Reactor discontínuo o por cargas . . . . . . .3 .3 .2 . Digestor de flujo de pistón . . . . . . . . . .

3 .3 .3 . Digestor monoetapa o tanque agitado . . . . . .

3 .3 .4 . Proceso de contacto anaerobio . . . . . . . . .

3 .3 .5 . Filtro anaerobio . . . . . . . . . . . . . . .3 .3 .6 . Digestor de lecho en película . . . . . . . . .3 .3 .7 . Digestor de lecho fluidizado . . . . . . . . .3 .3 .8 . Digestor de lecho de lodos . . . . . . . . . .3 .3 .9 . Reactor de lecho expandido . . . . . . . . . .3 .3 .10 . Digestión en dos fases . . . . . . . . . . . .3 .3 .11 . Sistemas mixtos . . . . . . . . . . . . . . .

propuestos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3 .4 .1 . Etapa hidrolítica y fermentativa . . . . .

3 .4 .1 .1 . Fermentación de polisacáridos . .

. .

. .

. .

3 .4 .1 .2 . Fermentación de otros compuestos . .

3 .4 .2 . Etapa acetogénica . . . . . . . . . . . . . . .

3 .4 .2 .1 . Bacterias homoacetogénicas . . . . . .3 .4 .2 .2 . Bacterias acetogénicas . . . . . . . .

3 .4 .3 . Etapa metan6gena . . . . . . . . . . . . . . .

3 .4 .4 . Papel regulador del hidrógeno . . . . . . . . .

3 .4 .4 .1 . Etapa fermentativa . . . . . . . . . .

3 .4 .4 .2 . Etapa acetogénica . . . . . . . . . .

3 .5. Factores que influyen en el proceso de digestión

anaerobia . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3 .5 .1 . Factores ambientales . . . . . . . . . . . . .



3 .5 .1 .1 . Temperatura . . . . . . . . . . . . . . . 91

3 .5.1 .2 . pH . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 93

3 .5 .1 .3 . Alcalinida d . . . . . . . . . . . . . . . 94

35 .1 .4 . Acidos grasos volátiles . . . . . . . . . 943 .5 .1 .5 . Potencial redox . . . . . . . . . . . . . 95

3 .5.1 .6 . Nutrientes . . . . . . . . . . . . . . . 95

3 .5 .1 .7 . Inhibidores . . . . . . . . . . . . . . . 97

3 .5 .2 . Factores operacionales . . . . . . . . . . . . . . 100

3 .5 .2 .1 . Agitación . . . . . . . . . . . . . . . . 100

3 .5 .2 .2 . Tiempo de retención . . . . . . . . . . 1013 .5 .2 .3 . Carga volumétrica . . . . . . . . . . . . 1023 .5 .2 .4 . Contenido en sólidos volátiles en

suspensión . Cálculo de la biomasa . . . . 103

3 .6 . Biogás . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 105

3 .6 .1 . Composición y propiedades del bíogás . . . . . . . 1053 .6 .2 . Utilización del biogás . . . . . . . . . . . . . . 107

4 . CINETICA DE LA DIGESTION ANAEROBIA . . . . . . . . . . . . . . 111

4 .1 . Etapas controlantes del proceso . . . . . . . . . . . . . 111

4.2 . Modelos cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 113

4 .2 .1 . Crecimiento de microorganismos en reactores

discontínuos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 113

4 .2 .2 . Modelos cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . . 116

4 .2 .2 .1 . Modelos basados en una cinética de primer

orden . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1174 .2 .2 .2 . Model o de Monod . . . . . . . . . . . . . 1184 .2 .2 .3 . Modificacione s al modelo de Monod . . . . 1184 .2 .2 .4 . Modelo de Andrews . . . . . . . . . . . . 119

4 .2 .2 .5 . Model o de Chen y Hashimoto . . . . . . . 119

4 .2 .3 . Aplicación de los modelos cinéticos . . . . . . . 120

4 .2 .3 .1 . Reactor continuo de tanque agitado . . . 121

4 .2 .3 .2 . Reactor discontinuo . . . . . . . . . . . 124

4.3. Análisis de la información recopilada . . . . . . . . . . 131



5. ECUACIONES DE DISEÑO EN FERMENTADORES SEMICONTINUOS .

APLICACION A SUSTRATOS SOLUBILIZADOS Y PARTICULADOS . . . . . 133

5.1 . Fundamentos del reactor semicontinuo . . . . . . . . . . 137

5.2 . Proceso de reacción . . . . . . . . . . . . . . . . . . 140

5 .3 . Sustrato solubilizado . Velocidad de reacción proporcional

a la concentración de sustrato . . . . . . . . . . . . . 142

5.4. Sustrato particulado . Velocidad de reacción proporcional

a la cantidad de sustrato que hay en cada partícula . .

144

5.5. Sustrato solubilizado . Velocidad de reacción de acuerdo

con el modelo de Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . .

146

5.6. Sustrato particulado . Velocidad de reacción proporcional

sólo a la concentración de microorganismos . . . . . . .

149

5 .6 .1 . Grado de conversión igual a 1 para todas las

partículas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 150

5.6 .2 . Grado de conversión igual a 0 .5 para todas las

partículas introducidas en la última adición . . 152

5 .6 .3 . Otros casos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 155

5.7. Sustrato particulado. Velocidad de reacción proporcional

157

165

167

167

167

168

172

172

172

173

a la concentración de microorganismos y a la cantidad

de sustrato que hay en cada partícula . . . . . . . . .

5.8 . Análisis global . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

6. OBJETO Y ALCANCE DE LA PRESENTE INVESTIGACION . . . . . . . .

7. DISPOSITIVO EXPERIMENTAL . PROCEDIMIENTO Y MATERIALES . . . .

7 .1 . Dispositivo experimental . . . . . . . . . . . . . . . .

7 .1 .1 . Digestores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

7 .1 .2 . Sistema de medida y almacenamiento de biogás . .

7.2 . Materiales . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

7 .2 .1 . Preparación de las muestras de lodos . . . . . .

7 .2 .2 . Reactivos para el calibrado de gases . . . . . .

7 .2 .3 . Reactivos para el calibrado de los ácidos

volátiles . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .



7 .3 .6 . Demanda Química de Oxígeno total y de la fracción

soluble . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1777 .3 .7 . Sólidos totales y sólidos totales volátiles . . . 178

7.4. Procedimiento experimental . . . . . . . . . . . . . . . 178

7 .4 .1 . Reactores discontínuos . . . . . . . . . . . . . 1787 .4 .2 . Reactores semicontínuos . . . . . . . . . . . . . 179

8 . RESULTADOS Y DISCUSION . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 181

8.1 . Experimentos previos . . . . . . . . . . . . . . . . . . 183

8.2. Experimentos en régimen discontínuo a 35°°-C . . . . . . . 194

8 .2 .1 . Variación del volumen de metano con el tiempo de

digestión (Experimentos Dl y D2) . . . . . . . . 194

8 .2 .1 .1 . Resultados experimentales . . . . . . . 1948 .2 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos

cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 202

8 .2 .2 . Variación del volumen de metano con el tiempo de

digestión (Experimentos D3 y D4)

. . . . . . . . 208


cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 227

8 .3. Experimentos en régimen discontínuo y semicontínuo

a 32 .5°C . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 233

8 .3 .1 . Experimentos en régimen discontínuo . . . . . . . 234


cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 255

7 .2 .4 . Otros reactivos . . . . . . . . . . . . . . . . . 173

7.3. Métodos analíticos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 173

7 .3 .1 . Volumen de biogás producido . . . . . . . . . . 1737 .3 .2 . Composición del biogás . . . . . . . . . . . . . 1747 .3 .3 . pH . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1767 .3 .4 . Potencial redox . . . . . . . . . . . . . . . . . 1767 .3 .5 . Acidos volátiles . . . . . . . . . . . . . . . . 176



. 260

. 260

. 275

. 296

. 296

. 297

. 298

8.5. Comparación de los datos obtenidos en el laboratorio

con los correspondientes a la planta depuradora de

Alicante . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 300

9 . CONCLUSIONES . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 301

10 . APÉNDICE . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 305

10 .1 . Composición de la disolución de desplazamiento del

sistema de recogida de gases . . . . . . . . . . . . 305

10 .2 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2CH4 306

10 .3 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2N2 . . 308

10.4. Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2SH2 . 310

10.5. Composición del biogás : condiciones de operación y

cromatogramas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 312

10.6. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del

ácido acético . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 316

10 .7 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación del

ácido propi6nico . . . . . . . . . . . . . . . . . . 318

10 .8. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del

ácido n-butírico . . . . . . . . . . . . . . . . . . 320

10.9. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del

ácido ¡so-butírico . . . . . . . . . . . . . . . . . 322

8 .3 .2 . Experimentos en régimen semicontínuo . . . . .

8 .3 .2 .1 . Resultados experimentales . . . . . .

8 .3 .2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos

cinéticos . . . . . . . . . . . . . .

8 .4 . Discusión global de los resultados experimentales . .

8 .4 .1 . Degradací6n de la materia orgánica y

producción de metano . . . . . . . . . . . . .

8 .4 .2 . Etapa o etapas controlantes del proceso . . . .

8 .4 .3 . Cinética global aparente del proceso . . . . .



10.14. Experimento Pl . Composición del biogás y 'producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 332

10.15. Experimento P2 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 333

10.16. Experimento P3. Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 334

10.17. Experimento D1 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 335

10.18. Experimento D2. Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 337

10.19 . Experimento D1 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 339

10.20 . Experimento D2. Ajuste cinético . . . . . . . . . . 341

10 .21 . Experimento D3. Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 343

10 .22 . Experimento D4. Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 346

10 .23 . Experimento D3 . Concentración de ácidos volátiles . 349

10 .24 . Experimento D4 . Concentración de ácidos volátiles . 350

10 .25. Experimento D3 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 351

10 .26. Experimento D4 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 354

10 .27. Experimento D5 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 357

10 .10 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación

del ácido n-valérico . . . . . . . . . . . . . . . 324

10 .11 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación

del ácido ¡so-valérico . . . . . . . . . . . . . . 326

10.12 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación

del ácido láctico . . . . . . . . . . . . . . . . . 328

10 .13 . Acidos volátiles : condiciones de operación y

cromatograma . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 330



10.28 . Experimento D6 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

361

10 .29 . Experimento D5. Concentración de ácidos volátiles .

364

10 .30 . Experimento D6 . Concentración de ácidos volátiles .

365

10 .31 . Experimento D5. Demanda Química de Oxígeno soluble .

366

10 .32 . Experimento D6 . Demanda Química de Oxígeno soluble .

367

10 .33 . Experimento D5. Ajuste cinético . . . . . . . . . .

368

10.34. Experimento D6 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 373

10 .35. Experimento Sl . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 377

10 .36 . Experimento S2 . Composición del biogás y producciónde metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 378

10 .37. Experimento S3. Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 379

10 .38 . Experimento S4. Composición del biogás y producciónde metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 381

10 .39 . Experimento S5 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 384

10 .40 . Experimento S6 . Composición del biogás y producción

de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 387

10 .41 . Ajuste Caso I - Valores de DQO total medio . . . . 390

10 .42 . Ajuste Caso II - Valores de DQO total medio . . . . 391

10 .43 . Ajuste Caso III - Valores de DQO materia particula

da (Modelo de Chen y Hashimoto), y (velocidad de

crecimiento constante hasta consumo de sustrato) . . 392

393

394

396

401

405

409

10 .44 . Comparación de las velocidades de reacción . .

10 .45. Nomenclatura . . . . . . . . . . . . . . . . .

. .

. .

10 .46 . Programa de ajuste de la producción de metano . . .

10 .47 . Programa de ajuste . Caso I . . . . . . . . . . . . .

10 .48 . Programa de ajuste . Caso II . . . . . . . . . . . .

11 . BIBLIOGRAFIA . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .



INDICE DE TABLAS

2 .1 . Procesos de tratamiento de aguas residuales . . . . . . . 11

2 .2 . Características principales de la planta depuradora . . . 132 .3 . Características del agua bruta y tratada . . . . . . . . . 13

3 .1 . Clasificación de los digestores según el tipo de carga yestado de la biomasa . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 33

3 .2 . Velocidades de formación de ácidos volátiles a partir de

diferentes sustratos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 513 .3 . Principales reacciones de la etapa hidrolítica y fermen

tativa . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 613 .4 . Reacciones de degradación de las bacterias acetogénicas

con asociación con otras especies . . . . . . . . . . . . 723 .5 . Reacciones de degradación de las bacterias acetogénicas

sin asociación con otras especies . . . . . . . . . . . . 73

3 .6 . Bacterias acetogénicas productoras de hidrógeno, y

organismos asociados a ellas . . . . . . . . . . . . . . . 743 .7 . Reacciones de la metanogénesis . . . . . . . . . . . . . . 843 .8 . Relación C/N para diversos sustratos . . . . . . . . . . . 96

3 .9 . Concentración de metales alcalinos y alcalinotérreos

que inhiben la digestión anaerobia . . . . . . . . . . . . 98

3 .10 . Composición del biogás y propiedades de sus componentes . 106

4 .1 . Digestión anaerobia de residuos orgánicos . Constantes

cinéticas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1274 .2 . Parámetros del modelo de Pavlostathis y Gossett . . . . . 130

8 .1 . Experimento Pl . Condiciones de operación y resultados 1848 .2 . Experimento P2 . Condiciones de operación y resultados 1868 .3 . Experimento P3 . Condiciones de operación y resultados 1888 .4 . Experimento D1 . Condiciones de operación y resultados 1968 .5 . Experimento D2 . Condiciones de operación y resultados . . 198

8 .6 . Experimento D1 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 204




8 .8 . Experimento D3 . Condiciones de operación y resultados . . 212






8 .14 . Experimento D5 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 2568 .15 . Experimento D6 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 258

8 .16 . Experimentos en régimen semicontínuo . Condiciones deoperación . . . . . . . . . . . . . . . 261

8 .17 . Régimen semicontínuo . Producción de metano . . . . . . . . 262

8 .18 . Régimen semicontínuo . Concentración de ácidos volátiles 271

8 .19 . Régimen semicontínuo . DQO . . . . . . . . . . . . . . . . 272

8 .20 . Valores de DQO empleados en el ajuste . . . . . . . . . . 275

8 .21 . Valores de DQO empleados en la determinación de losparámetros cinéticos correspondientes a la fermentaciónde la materia orgánica solubilizada . . . . . . . . . . . 290

8 .22 . Parámetros de correlación de los experimentos

discontínuos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 298



INDICE DE FIGURAS

2 .1 . Esquema general de la oxidación biológica . . . . . . . .

62 .2 . Esquema general de instalaciones de la planta depuradora

de Alicante . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 20

3 .1 . Reactor discontínuo o por cargas . . . . . . . . . . . . . 353 .2 . Digestor de Flujo de Pistón . . . . . . . . . . . . . . . 353 .3 . Digestor monoetapa o tanque agitado . . . . . . . . . . . 37

3 .4 . Proceso de contacto anaerobio . . . . . . . . . . . . . . 37

3 .5 . Filtro anaerobio . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 39

3 .6 . Digestor de lecho en película . . . . . . . . . . . . . . 39

3 .7 . Digestor de lecho fluidizado . . . . . . . . . . . . . . . 413 .8 . Digestor de lecho de lodos . . . . . . . . . . . . . . . . 413 .9 . Comparación del reactor de lecho expandido con el de

lecho Pluidizado . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44

3 .10 . Digestión en dos fases . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44

3 .11 . Sistema mixto : contacto + filtro anaerobio . . . . . . . . 46

3 .12 . Esquema de la digestión anaerobia en dos etapas . . . . . 48

3 .13 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas

(Stafford, 1974) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 523 .14 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas

(Bryant, 1976, 1979 ; McInerney, 1978) . . . . . . . . . . 533 .15 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas

(Bryant - McInerney, 1980) . . . . . . . . . . . . . . . . 563 .16 . Principales reacciones de la etapa hidrolítica . . . . . . 603 .17 . Esquema de descomposición del ácido glutámico . . . . . . 623 .18 . Esquema de la j3-oxidación de los ácidos grasos . . . . . . 64

3 .19 . Esquema de la descomposición del ácido oleico . . . . . . 653 .20 . Esquema de la descomposición del ácido oleico a través de

. 66

. 67

. 69

. 70

ácido esteárico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .3 .21 . Metabolismo del glicerol . . . . . . . . . . . . . . . .

3 .22 . Sintesis de acetato a partir de glucosa en

C . Thermoaceticum . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

3 .23 . Reducción de C0 2 a acetato en C . Thermoaceticum . . . .



3 .29 . Influencia de la presión parcial de hidrógeno sobre la

variación de energía libre en la degradación del etanol,

propionato, butirato y la formación de metano por reducción3 .30 . Esquema global del proceso de digestión anaerobia . . . .

88

89

4 .1 . Relación logarítmica entre el n°- de células y el tiempo

4 .2 . Relación exponencial entre el n° de células y el tiempo

4 .3 . Curva de crecimiento de un cultivo bacteriano . . . . .4 .4 . Reactor contínuo de tanque agitado sin recirculaci6n . . . 121

4 .5 . Reactor discontínuo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 125

5 .1 . Etapas de un reactor semicontínuo . . . . . . . . . . . .

138

5 .2 . Variación del grado de conversión con el tiempo de

residencia . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 163

7 .1 . Aspecto general del equipo experimental . . . . . . . . .

170

7 .2 . Baño termostatizado con digestores, sistema de agitación

y calefacción . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .

171

7 .3 . Sistema de recogida y almacenamiento del biogás . . . . .

171

8 .1 . Evolución de la producción



8 .4 . Composición del biogás .



8 .7 . Evolución de la producción de CH4 .

8 .8 . Evolución de la producción de CH4 .



8 .11 . Ajuste de la producción

de CH4 . Experimento Pl . . . . 185

de CH4 . Experimento P2 . . . . 187

de CH4 . Experimento P3 . . . . 189

Experimento Pl . . . . . . . . . . 190

Experimento P2 . . . . . . . . . . 191

Experimento P3 . . . . . . . . . .

192

Experimento Dl . . . . 197

Experimento D2 . . . . 199

Experimento D1 . . . . . . . . . . 200

Experimento D2 . . . . . . . . . . 201

de CH4 . Experimento Dl . . . . . . 205

3 .24 . Esquema de formación del metano según Barker . . . . . . . 78

3 .25 . Esquema cíclico de formación del metano según Barker . . . 79

3.26 . Reacciones que necesitan del coenzimaF420

81

3 .27 . F420 : dador de electrones a la metil-CoM-reductasa . . . . 81

3 .28 . Interacciones metanógenos/sulfato-reductores . . . . . . . 85



8 .12 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D2 . . . . . . 207

8 .13 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D3 . . . . 213


8 .15 . Composición del biogás . Experimento D3 . . . . . . . . . . 216


8 .17 . Acido acético . Experimento D3 . . . . . . . . . . . . . 218

8 .18 . Acido propiónico . Experimento D3 . . . . . . . . . . . . . 219

8 .19 . Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D3 . . . . . 220

8 .20 . Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D3 . . . . . 221

8 .21 . Acido acético . Experimento D4 . . . . . . . . . . . . . . 222

8 .22 . Acído propiónico . Experimento D4 . . . . . . . . . . . . . 223


8 .24 . Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D4 . . . . . 225










8 .34 . Acido n-valérico . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . 247




8 .38 . Acido ñ-valérico . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . 251

8 .39 . Acido láctico . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . . 252

8 .40 . DQO soluble . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . . . 253

8 .41 . DQO soluble . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . . . 254



8 .44 . Producción diaria de CH4 . Experimento Sl . . . . . . . . . 263

8 .45 . Producción diaria de CH4 . Experimento S2 . . . . . . . . . 264

8 .46 . Producción diaria de CH4 . Experimento S3 . . . . . . . . . 265



266

267

268

8 .50 . Variación del volumen de metano por litro de lodo alimenta

do, frente al tiempo de residencia . . . . . . . . . . . . 270

8 .51 . Variación de la DQO frente al tiempo de residencia . . . . 274

8 .52 . Ajuste Caso I . Comportamiento global del lodo . Modelo de

Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 280

8 .53 . Ajuste Caso II . Comportamiento global del lodo . Velocidad

de crecimiento constante hasta consumo de sustrato . . . . 283

8 .54 . Ajuste Caso III . Reacción de solubilización . Modelo de

Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 287

8 .55 . Ajuste Caso III . Reacción de solubilización . Velocidad

de crecimiento constante hasta consumo de sustrato . . . . 288

8 .56 . Ajuste Caso III . Comparación de velocidades de reacción . 293

. . 307

. . 309

. . 311

. . 314

. . 314

. . 317

. . 319

. . 321

10 .9 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido ¡so-butírico . . 323

10 .10 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido n-valérico . . . 325

10 .11 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido ¡so-valérico . . 327

10 .12 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido láctico . . . . 329

10 .13 . Cromatograma típico de ácidos volátiles . . . . . . . . . 331

10 .1 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO 2 + CH4 .

10 .2 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO 2 + N2 . .

10 .3 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2 + SH2 .

10 .4 . Cromatograma típico del biogás . . . . . . . . . . . .

10 .5 . Separación de los picos 02 - N2 . . . . . . . . . . .

10 .6 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido acético . . .

10 .7 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido propi6nico .

10 .8 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido n-butírico .

8 .47 . Producción diaria de CH4 . Experimento S4 . . . . . . . . .





R E S U M E N



1 . RESUMEN .

Se ha realizado una revisión bibliográfica sobre el

proceso de fermentación anaerobia de aguas residuales y lodos de

depuradora, para la obtención de metano .

Se han montado los dispositivos experimentales requeri

dos para la realización de este estudio . Cada uno de ellos conte-

nía un reactor de vidrio y un sistema versátil para la recogida

y medida del biogás producido .

Se han desarrollado los procedimientos experimentales

adecuados con el funcionamiento discontínuo o semicontínuo del

reactor, lo que ha permitido el control de las distintas variables

de operación estudiadas .

Se han puesto a punto las técnicas analíticas para

la determinación de diferentes parámetros :

- Composición del biogás (N2 , 02 , CH4 , CO2 , SH2 ) .

- Caracterización del lodo : sólidos totales ; sólidos totales

volátiles ; DQO total y soluble ; ácidos volátiles (acético,

propiónico, n-butírico, ¡so-butírico, n-valérico, iso-valéri-

co, láctico) .

Se han obtenido las ecuaciones de diseño adecuadas

para fermentadores en régimen semicontínuo con objeto de poder

correlacionar adecuadamente los datos experimentales .

Se han deducido también las expresiones matemáticas

correspondientes para un proceso de fermentación de material parti

culado, teniendo en cuenta la función de distribución de tiempos

de residencia del sólido .



2 -

Los experimentos que se han desarrollado han sido 9

en régimen discontinuo (3 experimentos previos y 6 de larga dura-

ción) y 6 experimentos en régimen semicontínuo con diferentes tiem

pos de residencia .

A partir de los resultados experimentales obtenidos,

se ha realizado una discusión sobre las etapas controlantes del

proceso de fermentación anaerobia, y el grado de solubilizaci6n

del material orgánico contenido en el lodo .

Se han ajustado estos resultados experimentales a mode

los cinéticos, alguno de los cuales se presentan en esta memoria .

Los parámetros obtenidos han permitido comparar las velocidades

de reacción en los reactores discontínuos y semicontínuos .



I N T R 0 D U C C I 0 N

A

L 0 S

P R O C E S O S

D E

D E P U R A C I 0 N

D E

A G U A S



2 .1 .

TRATAMIENTOS PARA LA DEPURACION DE LAS AGUAS RESIDUALES.

El agua residual está contaminada porque en ella, como

consecuencia de su uso, están presentes una serie de materias orgá

nicas e inorgánicas que no le son propias . Debido a la explosión

industrial originada en este siglo, así como a la formación de

grandes núcleos de población, los cauces públicos se han ido degra

dando paulatinamente .

Hasta hace relativamente poco tiempo, el vertido de

aguas residuales urbanas o industriales a cauces públicos, sin

depurar o insuficientemente tratadas, podía ser asimilado por el

poder autodepurador natural de los cauces receptores . Hoy en día,

ha sido superada la capacidad de autodepuración, siendo necesario

el tratamiento de los vertidos que pueden ocasionar daños al entor

no .

Las aguas residuales, tanto las de origen industrial

como las de origen doméstico, al verterlas al cauce de un río o

al mar provocan una alteración en los equilibrios fisicoquímico

y biológico del agua .

Si el agua que se vierte ha sido previamente tratada

o depurada, los trastornos que se originarán serán menores que

si se vierten crudas, y tanto menores cuanto más complejo haya

sido el tratamiento .

Un sistema de depuración es el conjunto de procesos

unitarios de naturaleza física, química o biológica, que permiten

eliminar del agua residual aquellas materias que son perjudiciales

para su posterior uso .

De todo lo anteriormente expuesto se deduce la necesi-

dad de depurar las aguas residuales urbanas e industriales por

razones de salubridad pública, fundamentalmente . Por otra parte,



la incuestionable realidad de nuestros escasos recursos de agua

para riego, sumados a una climatología extremadamente seca en gran

número de zonas agrícolas, plantea, ante la creciente demanda de

productos alimenticios, la necesidad de aprovechar cualquier fuen-

te potencial de agua para regadío .

En este sentido, las aguas residuales representan,

como reserva potencial, un volumen considerable, y nada desprecia-

ble para este fin, siempre y cuando mediante su depuración se cum

plan los requisitos mínimos de calidad exigidos en función del

tipo de cultivo al que vayan a ser destinadas .

El tratamiento de las aguas residuales presupone la

unos procesos básicos u operaciones unitarias, cuya

secuencia dependen de varios factores, como las ca

del agua a tratar, el grado de depuración en la

aplicación de

utilización y

racterísticas

corriente de salida y el costo y disponibilidad de terreno .

Los diferentes tratamientos existentes pueden dividir-

se en : previo, primario, secundario o biológico,

desinfección y diversos (Lora y Miró, 1978) .

terciario, de

Mediante los tratamientos previo y primario, se elimi-

nan fundamentalmente los sólidos en suspensión y materiales flotan

tes . El tratamiento secundario comprende los procesos biológicos

convencionales, y sirve para eliminar la materia orgánica biodegra

dable disuelta, así como restos de sólidos en suspensión que no

fueron eliminados en el tratamiento primario . Con el tratamiento

terciario se pretende la eliminación de aquellos contaminantes,

fundamentalmente de sustancias disueltas que no fueron retenidas

por los tratamientos anteriores .

La desinfección tiene por objeto la destrucción selec-

tiva de bacterias y virus patógenos presentes en el agua, y se

utiliza en combinación con cualquier grado de tratamiento .



nos,

ción

coagulación y filtración .

2 .1 .1 .

TRATAMIENTO PREVIO Y PRIMARIO .

El tratamiento previo consiste en la eliminación de

todos aquellos cuerpos de gran tamaño (trapos, maderas, plásticos,

etc) vertidos al drenaje, que se lleva a cabo para proteger los

diferentes equipos posteriores y las líneas de conducción dentro

de la planta de tratamiento . Dentro del grupo de operaciones del

tratamiento previo, se incluye igualmente, la eliminación de los

sólidos de alta densidad y tamaño (fundamentalmente arenas, pie-

dras, materias inorgánicas) .

El tratamiento primario, tiene como misión la separa-

ción por medios físicos de los sólidos en suspensión, no retenidos

en el tratamiento previo, así como de las grasas y aceites . (Algu

nas veces la eliminación de grasas y aceites se incluye entre las

operaciones del tratamiento previo) .

Los sólidos se eliminan por orden decreciente de tama-

recurriendo a operaciones de cribado, dilaceración, separa-

de arena, sedimentación, separación de aceite, flotación,

2 .1.2.

TRATAMIENTO SECUNDARIO 0 BIOLOGICO .

El tratamiento secundario es el encargado de eliminar

la materia orgánica biodegradable presente en las aguas residuales

y que no ha sido retirada en el tratamiento primario . Consiste

en provocar el desarrollo de microorganismos capaces de asimilar

la materia orgánica a la que transforman en otros productos y nue-

vos microorganismos fáciles de retirar del agua por decantación .

Por realizarse este proceso mediante microorganismos se

con el nombre de tratamiento biológico .

conoce



Los procesos de oxidación biológica pueden ser aero-

bios o anaerobios . Los primeros se realizan en presencia de oxíge-

no libre disuelto, mientras que los anaerobios transcurren en au-

sencia de oxígeno .

2.1 .2 .1 .

Procesos aerobios .

El mecanismo de la oxidación biológica consiste en

la asimilación de la materia orgánica presente en las aguas resi-

duales por los microorganismos, en presencia de oxígeno y nutrien-

tes, de acuerdo con el siguiente esquema :

Materia orgánica + microorganismos + nutrientes + 0 2>

Productos finales + más microorganismos + energía

A continuación se presenta en la Figura 2 .1, un esque-

ma general de la oxidación biológica :

Nuttimtaa

CompuestosOrjánicotOnidados

j

Figura 2 .1 . Esquema general de la oxidación biológica .

Compuestos Compuestos"ad,erias í~Sanicos inorgánicos

Oaw!ables Ozdsdo% 112 0Wtritetcs

DBO

Compuestos-~ organicos Col +"3opsrcu)mentc

oiudados



2.1.2 .2 .

Procesos anaerobios,

En un ambiente anaerobio, la actividad de los microor-

ganismos depende del oxígeno de la materia orgánica o de ciertos

compuestos inorgánicos, como nitritos, nitratos y sulfatos .

El metabolismo anaerobio, que utiliza el oxígeno de

la propia materia orgánica, puede representarse por el siguiente

esquema :

Materia orgánica + mícroorganismos

más microorganismos + alcoholes, aldehídos, ácidos + C02 + energía

Aunque las reacciones anaerobias del tipo anterior

no producen efluentes estables, existe un grupo específico de bac-

terias que pueden metabolizar los alcoholes, aldehídos y ácidos,

produciendo CH4 y C02 como productos finales :

Alcoholes, aldehídos, ácidos + bacterias específicas

Sustrato

más bacterias + CH4 + C0 2 + energía

Todas las reacciones biológicas anteriores pueden divi

dirse en dos fases : de síntesis y de oxidación,

para la producción de energía

Fase de

Oxidación del sustrato

Nuevas

Síntesis I Células

Respiración

Endógena

Productos finales :

C02 , H20, N2 , P . . .

Productos finales :

C02 , H20, NH3 , P

prod . no biodegradables



La fase de síntesis supone la conversión de una parte

de la materia orgánica en nuevo protoplasma celular .

Además del carbono, hidrógeno, oxígeno y nitrógeno,

el protoplasma contiene algunos otros elementos como fósforo, azu-

fre, sodio, potasio, magnesio, calcio, hierro y molibdeno . La mayo

ría de estos elementos, que se encuentran tan sólo en trazas, son

transportados por las aguas residuales ; por regla general, suelen

faltar nitrógeno y fósforo . Por consiguiente, en los tratamientos

biológicos suele ser necesario añadir nutrientes ; a estos efectos,

se emplean normalmente compuestos que contienen fósforo y nitróge-

no : fosfatos como fuente de fósforo y urea como fuente de nitróge-

no .

El metabolismo endógeno, esto es, la autoxidación del

protoplasma celular, que aparece cuando comienza a faltar la mate-

ria orgánica usada como alimento, supone una liberación del nitró

geno y fósforo usados previamente para la síntesis de nuevas célu-

las . El nitrógeno y fósforo liberados pueden volver a -utilizarse-,

de forma tal que las necesidades totales de estos elementos son

función del grado de metabolismo endógeno y de síntesis . Ello supo

ne, por ejemplo, que en los procesos de aeración prolongada se

registre una demanda mínima de estos elementos .

Los microorganismos que metabolizan los contaminantes

orgánicos de las aguas residuales se obtienen fácilmente . Aunque

antes se creía que era necesario emplear cultivos especiales de

microorganismos, la experiencia ha demostrado que los cultivos

especiales no brindan más ventajas que las bacterias que se desa-

rrollan por efecto de la contaminación natural . El suelo es la

principal fuente de microorganismos capaces de estabilizar a los

contaminantes orgánicos .

Para muchas aguas residuales industriales, la mejor

fuente de microorganismos son los lodos activos del tratamiento

de aguas urbanas . Aunque estos lodos no siempre contienen en canti



dad suficiente los microorganismos apropiados, es posible estimu-

lar su crecimiento mediante el aumento de la carga de las aguas

residuales en la estación de tratamiento . Después de varios ciclos

se produce la selección adecuada, al cabo de la cual predominan

los microorganismos requeridos mientras los demás desaparecen .

La posibilidad de llevar a cabo los procesos de oxida-

ción biológica para estabilizar la materia orgánica, reduciendo

así la DBO de las aguas residuales, depende de la estructura quími

ca de las moléculas orgánicas que deben ser atacadas, es decir,

de la biodegradabilidad de dichas moléculas . Mediante una aclimata

ción adecuada de los microorganismos puede producirse el metabolis

mo en presencia de sustancias que, desde el punto de vista teórico

no son biodegradables e incluso en la de sustancias directamente

tóxicas .

El tratamiento biológico o secundario de las aguas

residuales puede llevarse a cabo por diferentes procesos . La elec-

ción del proceso más adecuado en cada caso depende tanto de razo-

nes puramente tecnológicas como de imperativos económicos .

Los procesos biológicos pueden clasificarse en :

- Lodos activos .

- Aeración prolongada (oxidación total) .

- Estabilización - contacto .

- Modificaciones al proceso convencional de lodos activos :

aeración escalonada, mezcla completa, aeración graduada .

- Lagunas aeradas .

- Balsas de estabilización .

- Filtros percoladores .

- Tratamientos anaerobios .



- 10 -

2 .1 .3 .

TRATAMIENTO TERCIARIO.

Una vez que un agua residual ha sido sometida a los

tratamientos previo, primario y secundario, suele quedar salvo

raras excepciones, como un agua clara y limpia pero con un elevado

contenido de productos en disolución . El tratamiento terciario

se lleva a cabo para eliminar fundamentalmente la materia orgánica

que no ha sido retenida en el tratamiento biológico,o bien que

no es biodegradable, los sólidos en suspensión y las sales inorgá-

nicas disueltas entre las cuales destacan las de nitrógeno y fósfo

ro, con el fin de obtener una calidad superior en el efluente .

Una de las características del tratamiento terciario

es la posibilidad de reutilización del agua tratada .

Dentro del tratamiento terciario, se incluyen los si-

guientes procesos :

- Eliminación de sólidos en suspensión : microfiltración, fil-

tración y coagulación .

- Adsorción .

- Intercambio iónico .

- Osmosis inversa .

- Electrodiálisis .

- Procesos de oxidación química : cloración y ozonización .

- Eliminación de nutrientes .

- Procesos de ozonización y tratamiento con ultrasonidos si-

multáneamente .

En la tabla 2 .1 se presentan conjuntamente los proce-

sos de tratamiento de aguas residuales (Lora y Miró, 1978) .



TABLA 2 .1 . PROCESOS DE TRATAMIENTO DE AGUAS RESIDUALES .

Prctratmnitnto Tratamiento prinsario Tratamiento secundarioTratamiento Tratamientos Desinfección

Aceites Sólidos en Materia Sólidos enGruesos p11 terciario diversosy grasas suspensión orgánica suspensión

Desarenrdo dunentación Sedimentación NeutralizaciónBalsas de

Sedimentación Floculación Precipitación Cloracibnestabilización

Dilaceración FlocutacibnLa=ua=unasnasse-

Floculación Filtración Oxidación O:onizaciónradas

Clíbsdo Flotación Filtros per-Adsorción Reducción

Destruccióncoladores química

Intercambio Irradiacióntodos activos

tónico Stripping (UV, etc .)

' Digestión DestilaciónMerobia '

Digestión Osmosis- anaerobia inversa

icrofiltracifm Electrodiálisis

Disoos bio- Fliminacibnlógicos de nutrientes

Congelación

Extracción

Incinet aciónde líquidos



2.2 .

ESTACION DEPURADORA DE ALICANTE .

La Estación Depuradora de aguas residuales de Rincón

de León, situada en la margen derecha del Barranco de las Ovejas,

un kilómetro al Este del barrio de San Gabriel, trata las aguas

residuales de la ciudad de Alicante que circulan por los colecto-

res General, Oeste y del Pla de la Vallonga .

Se trata de una planta depuradora de tratamiento bioló

y digestión anaerobia

tratamiento de 36 .000

de 180 .000 habitantes

de hasta 270 .000

caudal de 54 .000

gico convencional mediante fangos activos

de fangos . Tiene una capacidad máxima de

m 3/día, correspondientes a una población

equivalentes, estando prevista una ampliación

habitantes equivalentes que corresponden a un

m3/día .

Las aguas residuales, una vez eliminados los sólidos

gruesos, son elevadas desde el pozo de bombeo a través de una con-

ducción de 1 .500 metros de longitud hasta la zona de depuración .

La planta de tratamiento está construida en dos líneas paralelas

independientes, y en ella se realizan las siguientes operaciones :

Línea de agua

Rejas de limpieza

Desarenado

Decantación primaria

Tratamiento biológico

aerobio

Decantación secundaria

Cloraci6n

- 12 -

Línea de fangos

Espesado

Digestión anaerobia

Acondicionamiento térmico

Secado

Las características principales de la planta se detallan en la

Tabla 2 .2 . (E .M .A .R .A .S .A ., 1981) .



TABLA 2 .2 . CARACTERISTICAS PRINCIPALES DE LA PLANTA DEPURADORA.

Actual Ampliación

Las características del agua bruta y tratada se presen

tan en la Tabla 2 .3 .

TABLA 2 .3 . CARACTERISTICAS DEL AGUA BRUTA Y TRATADA .

Agua bruta

Agua tratada

D .B .0 . 5

Sólidos en suspensión (mg/1)

pH

Cloro residual (mg/1)

Las principales operaciones que tienen lugar en la

planta son las siguientes :

2.2.1 .

- 1 3 -

DESBASTE DE GRUESOS Y BOMBEO.

375

25

450

30

7.7

7.5

---

6

En la entrada del pozo de bombeo se dispone de una

cuchara extractora de 300 litros de capacidad y dos compuertas

de accionamiento manual para su aislamiento . Dos rejas de funciona

miento automático para la eliminación de sólidos gruesos, de

Población (habitantes) 180 .000 270 .000

Caudal (m 3/día) 36 .000 54 .000

Caudal punta (m3/h) 2 .346 3 .428

Caudal máximo (m 3/h) 16 .000 16 .000

Carga de D .B .O . (ppm) 375 3755

D .B .O . (kg/día) 13 .500 20 .2505

Sólidos en suspensión (kg/día) 16 .200 24 .300

Sólidos sedimentables (kg/día) 10 .530 15 .795



- 14 -

1 m . de anchura, 3 .8 m . de profundidad, de 0 .5 CV de potencia,

dan paso a la cámara de bombeo .

En dicha cámara hay instaladas cinco bombas sumergidas

de rodete desplazado con una potencia unitaria de 100 CV, una alt_u

ra manométrica de 32 m . de H20, y un caudal de 600 m3/hora . Las

bombas son de funcionamiento automático en función del caudal de

agua que llegue en cada momento .

Estas cinco bombas se interconectan en su impulsión

hasta un colector común de 700 mm . de diámetro que canaliza el

agua hasta la planta de tratamiento .

En el pozo de bombeo hay construído un aliviadero de

9 m . de longitud capaz de evacuar un caudal máximo de 16 .000 m3/h .

en el caso de lluvia intensa .

2 .2 .2.

REJAS DE FINOS .

Existen dos rejas de 1 .2 m . de anchura y 20 mm . de

separación entre barrotes para la eliminación de sólidos finos .

La potencia del motor de accionamiento es de 0 .75 CV y su funciona

miento es automático, siendo accionadas mediante temporizador y

siempre que la pérdida de carga a través de la reja alcance un

determinado valor .

Los residuos son retirados del peine mediante una pla-

ca de limpieza, siendo arrojados a una cinta transportadora desde

donde son enviados a un contenedor .



2.2.3 . DESARENADORES .

El desarenado se efectúa mediante dos desarenadores

circulares de 5 .7 m . de diámetro y 4 m . de altura total .

En el desarenador se mantiene en suspensión la materia

orgánica mediante una corriente de aire . La extracción de la arena

se hace por medio de un air-lift, mandándose primero a un separa

dor de gruesos (hidranet) y posteriormente a un separador de finos

(hidrociclón) desde donde el agua filtrada retorna a la planta .

2 .2 .4.

DECANTACION PRIMARIA.

Se dispone de dos decantadores circulares de 27 m .

de diámetro y 2 .7 m . de altura cilíndrica, estando provisto de

una rasqueta de fondo para la concentración del fango y una rasque

ta de superficie para la recogida de grasas y sobrenadantes .

El tiempo de retención a caudal medio es de 2 .53 horas

y la velocidad ascensional a caudal medio 1 .31 m3/m 2h .

El lodo y las grasas eliminadas en los decantadores

primarios son enviados a sendas arquetas desde donde se bombea

al proceso de digestión anaerobia .

2 .2 .5 .

TRATAMIENTO BIOLOGICO.

El tratamiento biológico es de lodos activos . Se disp_o

ne de dos líneas de aeración con un volumen unitario de 3780 m3 , y

un tiempo de retención de 5 .04 horas a caudal medio . Cada línea

va provista de tres aeradores de superficie con una potencia unita



2 .2.7 . CLORACION .

- 16 -

ria de 75 CV . El aporte de oxígeno es de 1 kilogramo por kilogramo

de DB0 5 eliminada .

El agua depurada se recoge en dos arquetas rectangula-

res móviles, de tal manera que se pueda regular su altura y por

1o tanto la inmersión de las turbinas .

A cada línea de aeración se recircula una determinada

proporción de los lodos que sedimentan en el fondo del decantador

secundario, estando automatizada esta recirculación por medio de

un controlador de flujo .

2 .2 .6 .

DECANTACION SECUNDARIA .

Existen dos decantadores de 35 m . de diámetro y 3 m .

de altura cilíndrica, con un tiempo de retención de 4 .78 horas

a caudal medio, y una velocidad ascensional de 0 .78 m 3/m2h,para di

cho caudal medio . Cada decantador va provisto de rasquetas de fon-

do para la concentración del lodo .

La recirculación del lodo se efectúa mediante tres

bombas verticales con un caudal de 750 m3/hora, y una potencia

unitaria de 30 CV . Para la purga de lodos en exceso se dispone

de dos bombas verticales de 84 m3/hora de caudal y 5 .5 KW de poten

cia, siendo su accionamiento automático mediante temporizador .

La instalación está constituída por dos cloradores

de 20 kg/hora de capacidad unitaria, siendo la dosis de cloro de

6 mg/l . Para la alimentación de agua a los cloradores existen tres

grupos motobombas y un filtro de arenas con un equipo de dosifica-



ci6n de sulfato de alúmina, con el fin de que el agua llegue a

los eyectores con la mínima cantidad de sólidos en suspensión .

2 .2.8.

ESPESADORES DE LODOS.

Hay dos espesadores de lodo de 16 m . de diámetro y

1 .8 m de altura cilíndrica, con un tiempo de retención de 33 horas .

El funcionamiento de los espesadores es intermitente, de manera

que siempre habrá uno de ellos en fase de llenado y el otro en

fase de purgas . Los espesadores reciben los lodos procedentes de

los decantadores primarios así como el exceso de lodo eliminado

en los decantadores secundarios .

Las grasas, en cambio, se mandan directamente al proce

so de digestión, sin el paso previo por los espesadores . La concen

traci6n del lodo se consigue por medio de unas rasquetas de fondo,

eliminándose el agua escurrida por medio de tres válvulas situadas

a diferentes alturas .

2 .2 .9 .

DIGESTORES PRIMARIOS DE FERMENTACION ANAEROBIA .

Se dispone de dos digestores primarios de 17 m . de

diámetro y 15 .2 m . de altura total, con un volumen unitario de

3 .029 m3 y un tiempo de retención de 24 días . Cada digestor va

provisto de un sistema de agitación temporizado y un colector de

gases de digestión . La temperatura de trabajo es de 32 .5°°-C, alcan-

zándose dicho valor mediante la combustión de los gases de diges-

tión . El pH de trabajo se sitúa en torno a 7 .2 y la reducción de

la materia volátil es del 50% .



- 18 -

2 .2 .10 .

DIGESTOR SECUNDARIO DE FERMENTACION ANAEROBIA .

Hay un digestor secundario de 18 m . de diámetro y 11 .5

m . de altura total . El volumen del digestor es de 2505 m3 , y el

tiempo de retención es de 9 .5 días .

El digestor dispone de una campana flotante para alma-

cenamiento del gas de digestión, con un volumen útil de 738 m 3 .

Dicha campana presuriza todo el sistema de gas hasta una presión

de 150 mm . de H20 . El gas es conducido a un colector común que une

digestores, gasómetro, calderas y quemador de gas sobrante .

2 .2 .11 .

ACONDICIONAMIENTO TERMICO DE LOS LODOS .

El proceso de digestión anaerobia del lodo requiere

para su perfecto funcionamiento una temperatura de 32 .5°°-C .

Para la calefacción del lodo se utiliza el gas produ-

cido en la digestión, gas que tiene una composición aproximada

de 70% de metano y 30% de anhídrido carbónico .

Estos gases se queman en dos calderas de 320000 Kcal/h

cada una, de accionamiento automático . A través de las calderas

circula agua en circuito cerrado alcanzando una temperatura de

85°C . El agua se mantiene en circulación por medio de dos bombas

centrífugas de 4 CV de potencia .

El agua caliente es bombeada a dos intercambiadores

de calor de 1 .74 m . de diámetro y 1 .61 m . de altura, con una super

ficie de intercambio de 15 .82 m2 . A través de los intercambiadores

se recircula continuamente lodo desde los digestores por medio

de tres bombas con un caudal unitario de 55 m3/hora y 5 CV de po-

tencia . El sistema está protegido contra calentamientos excesivos

por medio de una serie de termostatos y preostatos de seguridad .



- 19 -

2 .2.12.

SECADO DE LOS LODOS .

Para el secado de lodos se utilizan dos centrífugas

de tornillo sinfín, con un caudal unitario de 14 m 3/h . y una poten

cia de 15 KW . Cada una de ellas es capaz de procesar el lodo co

rrespondiente a una semana, sobre la base de 16 horas diarias de

trabajo durante 6 días .

El lodo es enviado al proceso de secado desde el diges

tor secundario, utilizando para ello tres bombas volumétricas de

caudal regulable hasta 14 m3/hora y 3 CV de potencia .

Para el correcto funcionamiento del proceso de secado

es necesaria la adición de floculante, generalmente polielectroli-

tos del tipo poliacrilamida . La adición de polielectrolito se lle

va a cabo por medio de tres bombas dosificadoras de un caudal regu

lable hasta 113 1/h .

La dosis de polielectrolito utilizada es de 3 kilogra-

mos por tonelada de materia seca alimentada a la centrífuga .

En la Figura 2 .2 . se presenta un esquema general de

la planta depuradora de Alicante .



PAPO- w_.=W-A-

6 6

04

3

32

14

10

10

9

9

L E Y E N D A

1 OBRA DE LLEGADA

2 REJAS DE FINOS

3 DESAREIHIDORES4 MEDIDOR DE CAUDAL

5 DECARTADOR PRIMARIO

6 TANQUES DE AERACIOW

7 DECANTADOR SECUNDARIO

8 EDIFICIO DE CLORACION

9 ESPESADORES

10 DIGESTOR PRIMARIO

11 DIGESTOR SECUNDARIO

12 CHIMENEA EXCESO GASES13 EDIFICIO DE CONTROL14 EDIFICIO CALENTAR

Y SECADO FANGOS7

2.2 . Esquema general de

instalaciones de la planta

depuradora de Alicante



- 21 -

2 .3.

CARACTERISTICAS DE LODOS . SISTEMAS DE TRATAMIENTO .

Como ya se ha visto anteriormente, una planta depurado

ra de aguas residuales urbanas, consta de dos grandes líneas de

tratamiento, una correspondiente a la depuración de las aguas pro

piamente dicha y otra al tratamiento de los lodos que se van gene-

rando en las operaciones de decantación .

En definitiva, una depuradora, no es más que una plan-

ta industrial en la que la materia prima es el agua a tratar, el

producto principal es el agua depurada y se produce un resíduo

que son los lodos y en menor grado otro tipo de desechos . Por tan-

to un sistema de depuración no es nunca completo si no se resuelve

el problema que plantean estos subproductos, convirtiéndolos con

el tratamiento adecuado en elementos inócuos para su destino final.

Considerando las propiedades de los lodos se pueden

diferenciar cuatro tipos básicos de plantas (Fernández Aller,1981):

A) Las que utilizan procesos físico - químicos, tales

como las plantas depuradoras de agua para consumo humano o usos

industriales . Los lodos que se producen en estas plantas son de

carácter inorgánico y por lo general en cantidades pequeñas, no

ocasionando graves problemas su eliminación .

B) Un segundo tipo de plantas, es el que emplea tam-

bién tratamiento físico - químico pero aplicado a aguas residuales

industriales caracterizadas por su composición inorgánica . El pro

ceso más típico de estas plantas aparte del de sedimentación, es

el de neutralización . En estas plantas se pueden generar lodos

que tanto por su composición química como por sus características

reológicas hagan difícil y costosa su eliminación .

C) Un tercer tipo lo constituyen las plantas que em-

plean procesos biológicos en los que los lodos finales alcanzan



- 22-

un alto grado de estabilización, tal es el caso de los procesos

de aeración prolongada, lagunaje, zanjas de oxidación, etc . Este

tipo de plantas se utilizan para el tratamiento de las aguas resi-

duales de núcleos urbanos de poca población o de industrias de

pequeño tamaño o temporeras (p .e . azucareras) en las que las aguas

residuales son de carácter orgánico biodegradable .

D) Por último, en el cuarto tipo se encuentran las

plantas con procesos biológicos, lodos activos, filtros biológicos,

biodiscos, y otros en las que los lodos finales generados no están

estabilizados, es decir se encuentran aún en fase de transforma-

ción bioquímica o fermentación . Dentro de este grupo se encuentran

en términos generales, las de aguas residuales de núcleos de pobla

ción superiores a 15 ó 20 .000 habitantes o las aguas residuales

de industrias cuyas características y capacidad (en términos de

habitantes equivalentes) sean similares a las anteriores . Los lo-

dos no estabilizados, producidos en cantidades importantes y consi

derando la ubicación de estas plantas en los núcleos urbanos crean

graves problemas que afectan seriamente al diseño de la planta .

Las diferencias en cuanto a la problemática que plan-

tean los lodos tanto en el diseño de la planta como en su elimina-

cíón es como se ha visto muy diferente en estos cuatro tipos de

plantas depuradoras .

Debido a la amplitud del tema de tratamiento y elimina

ción de los lodos, el presente estudio se centrará sobre los lodos

procedentes de aguas residuales urbanas .

En base a que las aguas se sometan a procesos biológi-

cos o no biológicos, se pueden hacer dos divisiones de tipo de

lodos . En los procesos biológicos, que son los más comunes para

el tratamiento de las aguas residuales urbanas, los tipos de lodos

originados y sus procedencias son :



- 23 -

- Lodos primarios, procedentes de la decantación primaria .

- Lodos secundarios, procedentes de la decantación secundaria .

- Lodos mezcla de primarios y secundarios .

También en la separación inicial mecánica se produce

una serie de arenas o lodos, por eliminación en los desarenadores

y rejas de las partículas insolubles, que resultan lo suficiente

mente gruesas para poder ser separadas del agua, según los procedi

mientos ya mencionados . Estos no se incluyen en el tratamiento

de los lodos .

2 .3 .1 .

NATURALEZA DE LOS LODOS .

Las características externas, como son el color, aspec

to y olor pueden facilitar el conocimiento del estado del lodo .

El lodo fresco urbano es gris o amarillento con leves fragmentos

reconocibles de heces, papeles y residuos de legumbres . Tiene mal

olor y se deshidrata con dificultad . El agua combinada es turbia

y huele . Los lodos secundarios tienen generalmente color pardo

amarillento y rara vez huelen mal . El lodo digerido es negro y

tiene un olor característico a alquitrán . El lodo estabilizado

aeróbicamente tiene color marrón y huele a tierra .

En general los lodos urbanos se caracterizan por :

A) Estar muy diluídos con porcentajes de agua superiores al

90% en el caso de lodos frescos o digeridos y entre el

70 y el 80% para lodos deshidratados .

B) Por sus altos contenidos en materia orgánica (50 a 70%) .

C) Por contener materias proteínicas y otras sustancias orgá-

nicas biodegradables .



- 24-

D) Contener en mayor o menor grado metales tóxicos .

E) Contener microorganismos patógenos .

F) Contener elementos nutrientes como nitrógeno, fósforo,

potasio, etc .

G) Producir malos olores .

H) Por su bajo poder calorífico . Sólo en ocasiones los lodos

deshidratados pueden considerarse como combustibles .

I) Por precisar gran cantidad de espacio, transporte y otros

inconvenientes para su manejo en su evacuación o elimina-

ción final

2 .3.2.

SISTEMAS DE TRATAMIENTO .

Según las disponibilidades de terreno, la naturaleza

más o menos fermentable de los lodos, su aptitud para la deshidra-

tación y los factores económicos, podrán variar las soluciones

de tratamiento de lodos más adecuadas pero sus objetivos finales

serán siempre los mismos .

A) Reducción del volumen . Puede hacerse por un simple espesa-

miento, por una deshidratación por drenaje natural, escu-

rrido mecánico, secado térmico, o también y como continua-

ción de una deshidratación, por una incineración .

B) Reducción del poder de fermentación (estabilización) que

puede obtenerse por los sistemas de tratamiento que a con-

tinuación se detallan :



- 25 -

2.3.2.1 .

Procesos de espesamiento .

Generalmente son la primera fase del tratamiento de

los lodos, y se pretende con ellos la reducción del volumen sin

gran consumo de energía .

El espesamiento puede realizarse por :

- Decantación .

- Flotación .

- Elutriación .

2 .3 .2 .2 .

Procesos de estabilización .

Son procesos destinados a reducir en el lodo el conte-

nido de materia orgánica, disminuyendo así la capacidad de fermen-

tación . Entre estos procesos se puede citar :

- Digestión anaerobia .

- Digestión aerobia .

- Estabilización química .

2 .3 .2 .3 .

Acondicionamiento de los lodos .

Generalmente para proceder al secado de los lodos pro-

cedentes de los digestores, es necesario acondicionar aquellos

para hacer más eficaces los procesos de deshidratación, puesto

que un acondicionamiento adecuado es la base principal para el

buen funcionamiento de una instalación de deshidratación .

Entre los diferentes procesos de acondicionamiento

más utilizados se puede citar el que se basa en la adición de reac

tivos minerales (cal, cloruro férrico, etc) o bien de polielectro-

litos que facilitan la posterior filtración o centrifugación .



2 .3 .2.4. Deshidratación .

Los principales procesos de deshidratación son :

- Filtración :

eras de secado

filtración al vacío

filtración a presión

prensas contínuas

- Centrifugaci6n .

- 26-

2.3.2 .5 .

Secado - Incineración .

El secado, término que generalmente se reserva al seca

do térmico, consiste en evacuar por evaporación el agua intersti-

cial presente en los lodos . En el caso de un secado total el pro

ducto final se reduce prácticamente sólo a las materias secas,

orgánicas y minerales .

La incineración conduce no sólo a la eliminación total

del agua intersticial, sino igualmente a la combustión de las mate

rias orgánicas de los lodos . Es el proceso con el que se consigue

una menor cantidad de producto residual : las cenizas, constituídas

únicamente por las materias minerales del lodo .

2.3.3 .

ELIMINACION Y APROVECHAMIENTO DE LOS LODOS TRATADOS

Una vez vistos los distintos tipos de tratamientos

aplicables a los lodos, se plantea el problema como en todo resi-

duo de su evacuación, pudiendo ser ésta por dos vías : eliminación

o aprovechamiento .

Los sistemas de evacuación final de los lodos se pue-

den agrupar básicamente en tres grupos :



- 27-

A) Sistemas de eliminación :

- Incineración .

- Vertido controlado .

- Vertido directo (por ejemplo en una mina) .

- Vertido en alta mar (zonas costeras) .

B) Sistemas de aprovechamiento :

- Utilización de los lodos en agricultura .

- Compost .

- Incineración con recuperación de energía .

C) Sistemas de utilización en fase de investigación :

- Gasificación .

- Pirólisis .

Conviene señalar al respecto de estos sistemas dos

características :

- Todos ellos pueden presentar limitaciones de tipo

técnico, económico o legal .

- Los sistemas que se han denominado de utilización,

su principal objetivo es siempre la eliminación y no la utiliza-

ción propiamente dicha .

Por lo que respecta a los sistemas de aprovechamiento ;

los de más interés son aquellos en los que los lodos se aplican

a la agricultura, bien de forma directa, o previo compostaje . Los

procesos de incineración presentan una serie de desventajas que

salvo en casos muy particulares, hacen no aconsejable su uso de

forma generalizada .



D I G E S T I 0 N

A N A E R 0 B I A



3 .1 . GENERALIDADES .

La digestión anaerobia (también llamada fermentación

metánica) es un proceso microbiológico por el que la materia orgá-

nica compleja se degrada en ausencia de oxígeno hasta la formación

de una mezcla gaseosa formada mayoritariamente por metano (CH4 )

y dióxido de carbono (C02 ) .

La digestión anaerobia es uno de los mecanismos más

frecuentemente usados por la naturaleza para descomponer los mate-

riales orgánicos . Entre los procesos de degradación natural, éste

parece ser el más primitivo y constituye probablemente el primer

signo de vida que hubo sobre la tierra, como lo demuestra el ha-

llazgo de bacterias fósiles correspondientes a períodos geológicos

de antigüedad 3 .1 - 3 .4 . 109 años, en los que el oxígeno era suma

mente escaso en nuestra atmósfera . La aparición de los microorga-

nismos aerobios se considera más reciente, cifrándose su antigüe-

dad en unos 5 .0 . 108 años (Hughes, 1979) .

La fermentación metánica, entendida como degradación

de la materia orgánica hasta la formación de biogás, se desarrolla

básicamente según el esquema siguiente :

materiaorgánicacompleja

- 2 9 -

moléculas

ácidos _simples

üorgánicosbiogás (CH49 C02 )

y constituye un elemento decisivo en los ciclos naturales del car-

bono, nitrógeno y otros elementos indispensables en los procesos

vitales . El proceso, sumamente complejo, depende de un amplio gru-

po de microorganismos, que a través de una serie de etapas combina

das llevan a la producción del biogás .

La materia orgánica original (hidratos de carbono,

lípidos, proteinas, etc) da lugar, después de la fermentación,

a unos lodos en los que se encuentran los componentes difíciles



- 30 -

de degradar, la mayor parte del nitrógeno y fósforo y la totalidad

de elementos minerales . Asimismo, dado que sólo una pequeña parte

del sustrato se utiliza para el crecimiento de los microorganismos

(aproximadamente el 90% se puede transformar en biogás), la fermen

tación anaerobia permite el desdoblamiento de la materia orgánica

en sus componentes energéticos (CH4 , H2 ) y fertilizantes (N, P,

K) de forma espontánea, hecho que la sitúa en posición especialmen

te ventajosa frente a otras técnicas que requieren altos costes

de energía para conseguir separaciones por regla general menos

efectivas .

El biogás, por su elevado porcentaje de metano, es

una fuente de energía que puede sustituir al gas natural . Se suele

utilizar directamente para cocinar, calefacción o generación de

electricidad .



- 31 -

3.2.

ANTECEDENTES HISTORICOS DE LA DIGESTION ANAEROBIA .

El interés científico por la producción de gas combus-

tible aparece en el siglo XVIII, cuando en 1776 Volta identifica

el metano por primera vez en el "gas de los pantanos", aunque ante

riormente en 1682 R . Boyle predijo la posibilidad de obtener gas

a partir de residuos animales y vegetales en descomposición (Pine,

1971 ; Stafford, 1974) . En el año 1884, Pastnier presentó el primer

trabajo sobre la producción de metano a partir de residuos de gran

ja, en la "Academia de Ciencias" en Francia (Vicent, 1984) .

Posteriormente Pasteur fue el primero en describir

los organismos anaerobios (tipo CZostridium) al realizar un estu-

dio sobre la fermentación butírica . Además llegó a comprobar que

pequeñas cantidades de oxígeno eran tóxicas para estos organismos

y propuso la posibilidad de obtener metano a partir de estiércol .

A partir de 1900 se construyen en la India los prime-

ros digestores para la producción de biogás a partir de residuos

orgánicos . En Europa comenzaron a funcionar en 1911 en Gran Breta

ña . Durante la década de los años 20 y 30 se realizaron muchas

experiencias a nivel de laboratorio y planta piloto . En muchos

casos ya se utilizaban los lodos de aguas residuales como alimento

de los digestores (Acharya, 1958 ; Summers y Bousfield, 1976) .

Con motivo de la Segunda Guerra Mundial se desarrolla-

ron en Alemania gran número de instalaciones de digestión anaero-

bia con el fin de potenciar nuevas fuentes de energía renovables .

Aunque la tecnología se extendió al resto de Europa Occidental,

cuando cesaron las condiciones de escasez sólo quedaron funcionan-

do algunos digestores en Alemania y Francia .

Entre 1950 y 1970 la digestión anaerobia se desarrolló

notablemente en la India y China . En ambos países las materias

primas son los excrementos animales (800 millones de toneladas/año



- 32-

de estiércol de vaca en la India) y humanos, los desperdicios do-

mésticos y algunos resíduos agrícolas (Merril y Fry, 1973) . En

1977 había en China unos 5 millones de digestores en funcionamien-

to, debido al parecer a la mayor economía de los materiales usados

lo que reducía los costes de inversión (Pfeffer, 1974 ; Smill 1977) .

Hasta que se produjo la crisis del petróleo, el proce-

so anaerobio se había considerado en países industrializados como

USA, Canadá, parte de Europa, etc . ., como un tratamiento para re

ducir altas cargas orgánicas de algunos residuos, sin aprovechar

los lodos como fertilizantes o el metano como combustible .(Vallés,

1980) .



3.3.

TIPOS DE DIGESTORES .

- 33 -

Atendiendo a su procedencia los residuos a tratar por

fermentación anaerobia pueden clasificarse en (Lema y col . 1981) :

A) Biomasas primarias : - residuos agrícolas .

- residuos forestales .

- residuos marinos .

B) Biomasas secundarias : - residuos urbanos .

- residuos industriales .

- residuos ganaderos .

- lodos procedentes de plantas de

tratamiento aerobio .

Las diferentes características de cada una de ellas,

composición, estado físico o condiciones ambientales determinarán

los diferentes tipos de tratamiento .

En función del tipo de carga y el estado de la biomasa

se presenta en la Tabla 3 .1 . una- clasificación de los digestores

(Lema, 1981 ; París, 1983 ; Rieradevall, 1984 ; Vicent, 1984) :

TABLA 3 .1 . CLASIFICACION DE LOS DIGESTORES SEGUN EL TIPO DE CARGA

Y ESTADO DE LA BIOMASA .

Carga

Biomasa bacteriana

Digestor

Discontínua Suspensión

Discontínuo

Contínua

Suspensión

Flujo de pistón

Monoetapa o tanque agitado

Susp . Recirculada

Contacto anaerobio

Fija

Filtro anaerobio

Lecho en película

Lecho fluidizado

Lecho de lodos (U .A .S .B .)

Lecho expandido

Separada

Dos etapas

Mixtos



- 34-

3.3 .1 .

REACTOR DISCONTINUO 0 POR CARGAS .

En este proceso el material a digerir se introduce

en el reactor (Figura 3 .1 .) y se desarrolla la fermentación hasta

que cesa la producción de gas . Cuando la cantidad de microorganis

mos en la materia prima es pequeña, puede inocularse con lodos

procedentes de otro digestor anaerobio, para acelerar la puesta

en marcha .

Es un reactor muy sencillo de operación y diserto, con

un mantenimiento económico, pero presenta inconvenientes ya que

la cantidad de gas producido no es constante, con una composición

variable y la primera parte no se puede aprovechar por el elevado

contenido en C02 y aire . Además puede tener problemas mecánicos

de carga o descarga .

En la actualidad se aplica en el tratamiento de resi-

duos agrícolas o ganaderos con un elevado contenido de sólidos

(por ejemplo excrementos de ganado vacuno) .

3 .3 .2.

DIGESTOR DE FLUJO DE PISTOLA .

Es un digestor de funcionamiento contínuo, generalmen-

te de sección rectangular u ovalada en el que la circulación del

residuo a tratar es horizontal en condiciones de mezclado longitu-

dinal mínimo (Figura 3 .2 .) .

El sistema de agitación puede ser mecánico aunque nor-

malmente se realiza por borboteo del mismo gas producido en la

instalación . La calefacción puede ser por resistencia eléctrica,

inyección de vapor o un serpetín por el que circula agua caliente .



- 35 -

Figura 3 .1 - Digestor discontinuo o

por cargas

G

Figura 3 .2 - Digestor de Flujo de Pistón



- 36-

Se han desarrollado dos tipos de digestores de flujo

de pistón : de cubierta rígida flotante y de cubierta flexible fija,

según sea la forma del depósito de almacenamiento de gas .

Este tipo de digestores son útiles para tratar corrien

tes con elevados porcentajes de sólidos (residuos animales y domés

ticos) . Los mayores problemas que presenta son la limitación del

volumen de digestor (de 100 a 1000 m3 como máximo) y el elevado

coste por la sofisticación del equipo si se le compara con un di-

gestor monoetapa convencional .

a

3.3.3.

DIGESTOR MONOETAPA 0 TANQUE AGITADO,

v

Consiste en un reactor contínuo de tanque agitado (Fi-

gura 3 .3 .) . Puede funcionar en régimen contínuo o semicontínuo

(alimentación y extracción periódicas) . Se admite que la concentra

ci6n de biomasa en la corriente de salida es la misma que en el

interior del reactor . Este sistema es adecuado para el tratamiento

de corrientes concentradas (2 - 8% de sólidos) con una cantidad

significativa de sólidos no biodegradables .

La homogeneización del reactor se puede realizar mecá-

nicamente o por recirculación del gas o líquido .

Su principal aplicación está en el tratamiento de los

lodos procedentes de otros sistemas de depuración de aguas .

3 .3 .4 .

PROCESO DE CONTACTO ANAEROBIO .

Consta de un digestor monoetapa seguido de un decanta-

dor desde el que se recirculan los lodos al digestor para aumentar

la concentración de biomasa en el mismo (Figura 3 .4 .) . El tiempo



- 37-

Figura 3 .3 - Digestor Monoetapa o

Tanque agitado

R

G

Figura 3 .4 - Proceso de Contacto anaerobio



de residencia hidráulico en el digestor es inferior al tiempo de

generación de los microorganismos . Por tanto se puede aumentar

la carga orgánica máxima que puede admitir un digestor monoetapa .

La homogeneización del reactor puede conseguirse recir

culando parte del contenido del digestor entre la zona superior

e inferior, recomprímiendo el gas a la salida dejándolo burbujear

dentro del digestor, mediante agitación mecánica, etc .

Con el proceso de contacto anaerobio se pueden tratar

corrientes con cargas medias o altas y con importantes cantidades

de sólidos en suspensión . Se utilizan muy a menudo en el tratamien

to de residuos agroalimentarios .

La eficacia del proceso depende del sistema de decanta

ción y recirculación de lodos .

3.3.5.

FILTRO ANAEROBIO.

- 38-

El reactor está relleno de un material sobre el que

se adhieren los microorganismos . Cuando el número de bacterias

crece excesivamente o cuando se mueren, se desprenden del soporte

y abandonan el filtro como lodos (Figura 3 .5 .) .

Como relleno se pueden utilizar piedras, o elementos

cerámicos o plásticos . La superficie específica de los soportes

oscila entre 100 - 200 m2/m3 . El flujo dentro del reactor es ascen

dente .

Los problemas más frecuentes que se presentan son los

típicos de un reactor de lecho fijo : creación de caminos preferen-

ciales, obstrucción en los distribuidores, colmatación de sólidos .



E

T T T

W, ÍMI Í*1 1*

.E.,.~.~" 1.~.

Figura 3 .5 - Filtro anaerobio

T

Figura 3 . 6 - Digestor de lecho en película



La aplicación de este aparato está indicada en el caso

de pequeñas cantidades de sólidos en suspensión . Se pueden tratar

incluso corrientes concentradas si se realiza una recirculación

de la corriente de salida .

muy elevados . Se puede trabajar con

con elevados rendimientos de metano

do a los altos tiempos de retención

3.3.6 .

3 .3 .7 .

- 40-

Con el filtro se consiguen rendimientos de depuración

cargas de 10 - 12 kg DQO/m3/día

por volumen de digestor, debi-

de sólidos que se logran .

DIGESTOR DE LECHO EN PELICULA .

En este aparato la alimentación se introduce por la

parte superior, eliminándose los problemas de colmataci6n y repar-

to de alimento que suceden en los filtros anaerobios (Figura 3 .6 .) .

El soporte sobre el que se retienen y crecen las bacte

ser de distintos materiales,

eficacias de depuración . Se

tratamiento de todo tipo de

rias puede tener diferentes formas y

observándose en cada caso distintas

puede aplicar este digestor para el

residuos, urbanos o de animales .

DIGESTOR DE LECHO FLUIDIZADO .

En este caso se fluidizan por la acción del efluente,

los aglomerados bacterianos directamente o los soportes inertes

sobre los que se han fijado las bacterias, generalmente partículas

de arena, gránulos de plástico o carbón activado (Figura 3 .7 .) .

La superficie específica por unidad de volumen es de

1000 a 4000 m2/m3

ceso consiste en una circulación

parcial .

en función del tamaño de las partículas . El pro-

ascendente y una recirculación



E

E

R

Figura 3 .7 - Digestor de lecho fluidizado

" G

S

Figura 3. 8 - Digestor de lecho de lodos



- 42-

La eficacia del sistema es elevada ya que prácticamen-'

te todo el conjunto de bacterias están en contacto directo con

la corriente a tratar, con lo que se reducen los problemas de difu

sión, se evita la formación de canales y la retención del gas .

Además se puede emplear un soporte de reducido tamaño con lo que

se aumenta la superficie específica disponible . La concentración

de biomasa suele ser superior al de otros sistemas anaerobios,

por lo que se puede reducir el tamaño del reactor y el tiempo de

residencia necesario para un determinado grado de depuración .

3 .3 .8 .

DIGESTOR DE LECHO DE LODOS

Este tipo de reactor ha sido desarrollado en Holanda

por Lettinga y colaboradores . También se le conoce con el nombre

de U .A .S .B . (Upflow Anaerobic Sludge Blanket) .

Los microorganismos pueden actuar como medio filtrante

y la corriente a depurar pasa en sentido ascendente a través del

lecho de lodos anaerobios (Figura 3 .8) .

Por medio de un dispositivo especial se consigue la

separación de los lodos, tanto del gas como de la corriente . Así

se crea en la parte superior del reactor una zona de sedimentación

que permite que las partículas de lodos que llegan a esta zona

puedan flocular, sedimentar y volver a la zona de digestión situa-

da por debajo . La retención de los lodos en el interior del siste-

ma, se consigue favoreciendo la floculación si se mantienen unas

condiciones apropiadas en el reactor .

Una de las características del proceso U .A .S .B . es

la posibilidad de desarrollar unos lodos con actividad específica

y mejores condiciones de decantabilidad . Ello se debe a que una

parte importante del lodo anaerobio se produce en forma granular .

La decantabilidad del lodo granular es mejor que la del lodo flocu



- 43 -

lado . La capacidad de floculación del lodo se ha demostrado que

depende de la presencia de cationes divalentes (los iones Ca+2

favorecen la floculación porque mejoran la resistencia mecánica

de los gránulos) y de materia dispersa .

Con los digestores U .A .S .B . pueden tratarse con gran

rendimiento, aguas residuales de industrias agroalimentarias, aun-

que recientemente también se ha aplicado al tratamiento de aguas

residuales urbanas y residuos de destilerías .

3 .3 .9 .

REACTOR DE LECHO EXPANDIDO.

Consiste en un lecho de partículas muy finas (menores

de 1 mm .) que se encuentran ligeramente expandidas por la acción

de un flujo ascendente de la corriente a tratar, sin que llegue

a fluidizarlas . En la Figura 3 .9 . se compara el reactor de lecho

expandido con el de lecho fluidizado .

Las principales ventajas del sistema son : suministrar

una gran área superficial para la fijación de los microorganismos ;

no presentar problemas de comparación ni formación de caminos pre

ferenciales ; ser más sencillo desde un punto de vista tecnológico

en comparación con el de lecho fluidizado .

El reactor de lecho expandido se ha empleado con bue-

nos resultados, en el tratamiento de aguas residuales con poca

carga, a bajas temperaturas y con tiempos de retención relativamen

te cortos .

En relación con la estabilidad del proceso hay que

destacar que variaciones instantáneas en las variables fundamenta-

les, tienen un impacto mínimo en el rendimiento del reactor .



- 44-

LECHO FLUIDIZADO

LECHO EXPANDIDO

Estático Fluidizado Estático Expandido

Figura 3 .9 - Comparación del reactor de lecho expandido

con el reactor de lecho fluidizado .

Figura 3 .10 - Digestión en dos fases



- 45-

3.3.10.

DIGESTION EN DOS FASES .

Se trata de dos reactores en serie en los que se real¡

za separadamente la etapa acidogénica y metanogénica de la diges-

tión anaerobia . En cada uno de los digestores están presentes los

microorganismos responsables de cada etapa, que tienen caracterís-

ticas metabólicas propias (Figura 3 .10 .) .

Se pretende mantener en cada digestor unas condiciones

de operación que determinan una velocidad de reacción máxima . Para

conseguir esta separación de fases se puede emplear un control

cinético, que consiste en aplicar sobre el digestor de acidifica-

ción un tiempo de residencia hidráulico inferior al tiempo de gene

ración de las bacterias metanogénicas que es muy superior al de

las bacterias productoras de ácidos . De esta manera en el primer

reactor se consigue una conversión total del sustrato inicial en

ácidos volátiles, mientras que en el segundo se utilizan estos

compuestos para la producción de metano .

Teóricamente el proceso es atractivo puesto que permi-

te lograr una mayor eficacia global de tratamiento y sobre todo

una mayor estabilidad del sistema, pues en el segundo fermentador

se mantiene una población bacteriana adaptada a la degradación

de compuestos cuya acumulación hace que se produzca la desestabili

zación del digestor (en particular el ácido propiónico) .

Desde un punto de vista tecnológico el proceso permite

reducir el tamaño global del equipo y mejorar la calidad de la

corriente de salida y la estabilidad del sistema .

En el caso de residuos con un elevado contenido de

aparece una modificación del proceso, conocido como diges

dos etapas . Igual que en el caso anterior consta de dos

en el primero de ellos se realiza la hidrólisis

formándose compuestos más sencillos . En el segundo

sólidos,

tión en

reactores pero

de los sólidos

reactor tiene lugar simultáneamente la acidificación y metaniza-

ción .



3.3 .11 .

SISTEMAS MIXTOS.

- 46-

Cada tipo de digestor es adecuado para tratar casos

concretos de residuos . Asimismo para un mismo vertido se podría

aplicar un sistema de tratamiento formado por dos tipos de digesto

res . El primero sería el más adecuado para tratar el residuo bruto

directamente, mientras que el segundo se elegiría en función de

las características de la corriente de salida del primero .

En el tratamiento de corrientes con cantidades impor-

tantes de sólidos en suspensión, un sistema podría ser el formado

por un reactor de contacto seguido de un filtro anaerobio (Figu-

ra 3 .11 .) .

Figura 3 .11 - Sistemas mixtos : Contacto + Filtro anaerobio



- 47-

3 .4 .

ETAPAS DE LA DIGESTION ANAEROBIA. ESQUEMAS Y REACCIONES

PROPUESTOS .

En la digestión anaerobia se han distinguido diferen-

tes etapas y grupos de bacterias con el fin de poder explicar más

fácilmente la microbiología, bioquímica y cinética del proceso .

Aunque estos grupos de bacterias puedan diferenciarse esquemática-

mente, no puede hacerse así con su fisiología y metabolismo porque

el metabolismo de un grupo es dependiente de los otros .

- Desde 1930 y hasta hace pocos años se consideraba

que el proceso de la digestión anaerobia transcurría en dos etapas

consecutivas : etapa acidogénica (o etapa no metanogénica) y etapa

metanogénica, con la intervención de dos grupos de microorganismos

(Barker, 1956 ; McCarty, 1964 ; Toerien y Hatting, 1969 ; Kirsch y

col ., 1971 ; Merril y Fry, 1973 ; Singh, 1974 ; Leckie y col ., 1975 ;

Freeman y Pyle, 1977) .

En la primera etapa,

metanogénica, un grupo complejo de

tativas y estrictas, formadoras de

tos complejos como polisacáridos,

ácidos grasos volátiles (fórmico,

etc), alcoholes (metanol, etanol)

amoníaco y sulfuro de hidrógeno .

llamada etapa acidogénica o no

bacterias fermentativas, facul-

ácidos, degradarían los sustra-

proteínas y lípidos, y producen

acético, propiónico, butírico,

dióxido de carbono, hidrógeno,

En la segunda etapa, o etapa metanogénica, las bacte-

rias metanogénicas degradarían los productos finales de la etapa

anterior, produciendo metano y dióxido de carbono .

El proceso en dos etapas podría representarse según

el esquema que se presenta en la Figura 3 .12 .

Sin embargo, posteriores investigaciones (Bryant y

col ., 1967) demostraron que las bacterias metanogénicas no catabo-



ETAPA ACIDOGENICA

ó NO METANOGENICA

H2

ETAPA METANOGENICA

- 48-

COMPUESTOS ORGÁNICOS COMPLEJOS

ÁCIDOS GRASOS VOLÁTILES

ALCOHOLES

CO2

CH4 + CO2

BACTERIAS FERMENTATIVAS

SH2

BACTERIAS METANOGENICAS

Figura 3.12. Esquema del proceso de digestión anaerobia en dos etapas .



- 49-

lizan otros alcoholes que no fuera el metanol, ni ácidos que no

fuera el acético . Bryant suponía que la fermentación del etanol

y otros alcoholes similares comprendía una asociación sintrófica

de dos especies de bacterias . Una especie no metanogénica producía

acetato e hidrógeno a partir de etanol, sólo cuando la segunda

especie de bacterias metanogénicas estaba presente para utilizar

el hidrógeno y reducir el dióxido de carbono a metano . Este hecho,

además de que no se habían obtenido cultivos puros de metanógenos

capaces de degradar otros ácidos grasos que no fueran acético y

fórmico, sugería que los metanógenos sólo son capaces por sí mis-

mos de degradar metanol, ácido fórmico y acético .

- En estudios de fermentación anaerobia de lodos de

aguas residuales y rumen, se ha obtenido información sobre los

intermediarios extracelulares de mayor importancia para la metano

génesis (Hungate, 1966 ; Toerien y Hattingh, 1969 ; Wolin, 1973 ;

Hobson y col ., 1974) .

El acetato es el más importante de todos . Kugelman

y McCarty (1965), y Smith y Mah (1966), demostraron que cerca del

70% del metano producido a partir de lodos proviene del grupo meti

lo del acetato . En experimentos realizados con residuos de ganadovacuno, Mountfort y Asher (1978) encontraron que más del 90% del

metano producido procedía del acetato, mientras que el resto del

metano tenía su origen en la reducción del dióxido de carbono por

el hidrógeno .

El formiato se convierte rápidamente en hidrógeno y

dióxido de carbono por acción de los microorganismos no metanóge-

nos, o es utilizado directamente por las bacterias metanogénicas

(Hungate y col ., 1970) .

El succinato sufre una descarboxilaci6n convirtiéndose

en propionato (Hungate, 1966 ; Scheifinger y Wolin, 1973) . Este

compuesto intermediario es de gran importancia en los procesos

que ocurren en el tracto gastrointestinal de animales herbívoros .



- 50 -

El propionato, junto con el acetato e hidrógeno, cons-

importantes (McCarty, 1964 ;

(1978) han propuesto que en

estacionario, cerca del 15%

propionato .

tituye uno de los intermediarios más

Smith y Mah, 1966) . Kaspar y Wuhrman

la fermentación de lodos en régimen

de la producción de metano se debe al

El etanol y lactato son de menor importancia . Los orga

nismos los producen para utilizarlos como aceptores electrónicos

de la glucolisis, pero también producen hidrógeno que será poste

riormente utilizado por ciertas bacterias metanogénicas, lo que

inducirá a las bacterias fermentativas a la producción de acetato

disminuyendo la producción de lactato y etanol (Shu-e hidrógeno,

ler 1980) .

- Chynoweth y Mah (1971) establecieron que para siste-

mas que operaban normalmente con aguas residuales, el ácido acéti-

co representaba aproximadamente el 70% del total de ácidos voláti

les presentes en el medio . Asimismo observaron que el porcentaje

de reducción hasta ácidos volátiles de los hidratos de carbono,

proteínas y lípidos era respectivamente 13, 36 y 76%, lo que es

de la importancia de los lípidos como precursores de

volátiles y en particular del ácido acético . En los

experimentos realizados con aguas residuales brutas comprobaron

que la concentración de acetato aumentaba rápidamente hasta valo-

res próximos a 2 .mol/ml, mientras que para otros ácidos la concen

traci6n era sensiblemente inferior : propionato 0 .8 mol/ml, butira

to 0 .4 p.mol/ml . En la Tabla 3 .2 . se presentan las velocidades de

formación de diferentes ácidos, partiendo de distintos sustratos .

indicativo

los ácidos

A la vista de la Tabla 3 .2 . se puede apreciar que es

el palmitato el que produce la mayor cantidad de acetato, que pos-

teriormente será utilizado por las bacterias metanógenas para for-

mar dióxido de carbono y metano .

- De acuerdo con Stafford (1974), el esquema propuesto

para el proceso se presenta en la Figura 3 .13 .



- 51 -

TABLA 3.2 . VELOCIDADES DE FORMACION DE ACIDOS VOLATILES A PARTIR

DE DIFERENTES SUSTRATOS (10-2 lig C/mI/min) .

- El esquema en tres etapas propuesto por Bryant (1976,

1979) y McInerney y Bryant (1978), se presenta en la Figura 3 .14 .

La primera etapa hidrolitica y fermentativa supone

generalmente la actuación de un grupo metabólico de bacterias fer-

mentativas que hidrolizan los hidratos de carbono complejos, pro

teínas y lípidos, fermentando estos productos hasta la formación

de ácidos grasos, hidrógeno y dióxido de carbono .

En la segunda etapa se produce acetato, dióxido de

carbono e hidrógeno, a partir de los ácidos grasos (con más de

dos átomos de carbono), alcoholes y algunos compuestos aromáticos

generados en la etapa anterior, por la acción de un grupo metabóli

co de microorganismos denominado "bacterias acetogénicas producto-

ras de hidrógeno" .

La tercera etapa implica a las bacterias metanogénicas

que utilizan los productos de las etapas anteriores, fundamental-

mente el acetato, aunque también reducen el dióxido de carbono,

produciendo una mezcla gaseosa donde el metano es el componente

mayoritario .

SUSTRATO

Palmitato

FORMIATO

310

ACETATO

1420

PROPIONATO

104

BUTIRATO

249

TOTAL

2083Proteína hidrol . 19 .9 120 76 .2 20 .5 236 .6Piruvato 34 .3 39 .7 10 .4 4 .4 88 .8

Glucosa 4 .0 17 .3 9 .4 0 .8 31 .5

Láctato 19 .2 0 .6 2 .2 1 .1 23 .1

Glicerol 0 14 .2 4 .4 0 .3 18 .9

Etanol 2 .0 6 .5 4 .8 0 13 .3Succinato 1 .1 0 .6 5 .2 0 .7 7 .6



PRIMERA ETAPA

Etapa NO METANOGENICA

- Hidrólisis

LIPIDOS

(HIDRATOS DE CARBONO + PROTEINAS)

SEGUNDA ETAPA

- Deshidrogenación y

Descarboxilación

TERCERA ETAPA

(POBLACION RETEROGENEA DE BACTERIAS)

ACIDOS GRASOS DE

CADENA LARGA

-52-

(BACTERIAS ACIDOFILICAS)

ACIDOS GRASOS DE CADENA CORTA

Etapa METANOGENICA

(BACTERIAS METANOGEAICAS)

CH4 + CO2

Figura 3 .13. Esquema del proceso de digestión anaerobia en tres etapas

(Stafford, 1974)



MATERIA ORGANICA

Hidratos de Carbono

Proteínas

Lípidos

Hidrólisis y Fermentación

- 53 -

ACIDOS GRASOS

ACETATO ~- Deshidrogenación --- H2

Descarboxilación

Reducción y

BACTERIAS

Acetato

Formación metano

METANOGENICAS

BACTERIAS

FERMENTATIVAS

BACTERIAS

ACETOGENICAS

Figura 3 .14 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas

(Bryant, 1976 y 1979; McInerney y Bryant 1978) .



- 54 -

Hay que destacar que la metanogénesis necesita de la

interacción sintrófica de los tres grupos metabólicos de bacterias .

En primer lugar cuando se produce la hidrólisis de las macromolécu

las orgánicas por la acción de los enzimas extracelulares de las

bacterias fermentativas, se obtiene un conjunto de productos más

sencillos que incluyen hexosas, ácido hexurónico, ácidos sacári-

cos, aminoácidos, ácidos grasos con diferente número de átomos

de carbono, ácidos nucleicos, N-acetilglucosamina, ácido N-acetil-

murámico, etc, y otros productos resultantes de la hidrólisis par-

cial de péptidos, oligómeros, etc .

Estos productos se degradan posteriormente en diferen-

tes rutas metabólicas por la acción de bacterias fermentativas

y acetogénicas (McCarty, 1971 ; Wolin, 1973 ; Hobson y col ., 1974 ;

Moat, 1979) . A continuación se detallan los caminos metabólicos

seguidos por algunos de los compuestos (Ferry y Wolfe, 1976 ; Shlo-

mi y col ., 1978 ; Healy y Young, 1978 ; Keith y col ., 1978) :

Las hexosas siguen la ruta Embden-Meyerhoff directamen

te o a través de una etapa de isomerizaci,ón .

Los ácidos hexurónicos una vez oxidados y convertidos

en pentosas siguen el ciclo de las pentosas fosfato, pudiendo lle-

gar a transformarse en piruvato que por oxidación posterior produ-

ce acetato, hidrógeno y dióxido de carbono .

Los ácidos volátiles procedentes de los lípidos, su-

fren una O-oxidación hasta convertirse en acetato, dióxido de car-

bono e hidrógeno .

Las bases purínicas y pirimidínicas dan lugar a amino-

ácidos y/o ácidos volátiles, por la acción de una amplia variedad

de enzimas .

Los aminoácidos obtenidos de los ácidos nucleicos y

proteínas, dan lugar a los correspondientes ácidos orgánicos, des-

pués de una desaminaci6n .



- 55 -

En los compuestos aromáticos, una vez abierto el ani-

llo, se produce una P -oxidación como en los ácidos grasos, y dan

lugar a acetato, formiato, dióxido de carbono e hidrógeno,

El resultado de todas estas reacciones es la produc-

ción de acetato, formiato, dióxido de carbono e hidrógeno, que

sirven de sustrato para las bacterias metanogénicas . Estas bacte

rias utilizan rápidamente el hidrógeno presente en el medio, mante

niendo muy baja su concentración (Bryant, 1979), lo que es esen-

cial debido al importante papel regulador del hidrógeno en la di-

gestión anaerobia .

- McInerney y Bryant, (1980) han propuesto un nuevo

esquema del proceso en tres etapas (Figura 3 .15), con la diferen-

cia de que incluían un nuevo grupo de bacterias . Al igual que en

el caso anterior, el proceso transcurre por la acción de tres gru-

pos de bacterias : fermentativas, acetogénicas (productoras de hi-

drógeno) y metanogénicas . Sin embargo establecen la presencia de

un cuarto grupo de bacterias, de menor importancia metabólica,

capaces de producir (bajo determinadas circunstancias) acetato

y otros ácidos (butirato), a partir de dióxido de carbono e hidró-

geno, que actúa como dador de electrones (Balch y col, 1977 ; Ohwa=

ki y Hungate, 1977 ; Schobert, 1978) .

A continuación se comentan cada una de las etapas indi

cadas anteriormente .



- 56 -

MATERIA ORGANICA

Hidratos de Carbono

Proteínas

Lípidos

Hidrólisis y Fermentación

ACIDOS GRASOS

Deshidrogenación

Acetogénica

Hidrogenación

Acetogénica

ACETATO

H2 + CO2

Descarboxilación

Reducción y

BACTERIAS

Acetato

Formación metano

METANOGENICAS

BACTERIAS

FERMENTATIVAS

BACTERIAS

ACETOGENICAS

Figura 3 .15. Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas

(NcInerney y Bryant, 1980) .



- 57-

3 .4 .1 .

ETAPA HIDROLITICA Y FERMENTATIVA .

Las moléculas orgánicas complejas (hidratos de carbono,

lípidos, proteínas) son hidrolizados a compuestos más sencillos

y solubles, por la acción de los enzimas hidrolíticos : celulasas,

hemicelulasas, amilasas, lipasas y proteasas . Posteriormente los

compuestos hidrolizados se fermentan produciéndose principalmente

ácidos orgánicos (acético, propi6nico, butírico, láctico) y en

menor proporción compuestos neutros (metanol, etanol), NH3 , H2

y C02 .

En esta etapa intervienen un elevado número de bacte-

rias (108 a 109 bacterias/ml) . La naturaleza y número de los micro

organismos presentes dependen en cada caso del tipo de residuo

a fermentar . Asimismo el metabolismo, fisiología y nutrición de

los diferentes grupos de bacterias, variarán de un ecosistema a

otro, aunque las diferencias no sean importantes (Mah y Sussman,

1967 ; Toeríen, 1973) .

En digestores que contienen aguas residuales urbanas

se han encontrado bacterias anaerobias facultativas y anaerobias

estrictas (Mah y Sussman, 1968 ; Toerien y Hattingh, 1969 ; Toerien,

1970 ; Kirsch y Sykes, 1971 ; Hobson y Shaw, 1974 ; Hobson y col .,

1974 ; Bryant, 1976 ; Leedle, 1977 ; Ianotti y col ., 1978) . Las prime

ras, por lo general son poco numerosas (Streptococos, Enterobacte-

riaceae) y su función no es tan importante como la de los microor-

ganismos anaerobios estrictos que son los predominantes, entre

los que podemos citar los géneros : Bacteroides, Clostridium, Buty-

vibrio, Eubacteriwn, Bifidobacteriwn, Lactobacillus . Las especies

anaerobias termofílicas aisladas, son por lo general formadores

de esporas y pertenecen al género CZostridíwn (McBee, 1950) .

Entre los principales metabolitos de estas bacterias,

dependiendo del género, se puede citar : acetato, propionato, buti-

rato, succinato, lactato, metanol,, etanol, hidrógeno y dióxido

de carbono .



- 58 -

En esta primera etapa del proceso comienzan las inter-

acciones bacterianas, pudiéndose distinguir desde un punto de vis-

ta fisiológico, dos tipos metabólicos de bacterias (Vicent, 1984) :

- Bacterias cuyo metabolismo no se ve afectado por

la presión parcial de hidrógeno . En este grupo aparecen bacterias

que no son productoras de hidrógeno (bacterias homolácticas) y

especies que realizan la descarboxilación del piruvato (Enterobac-

terias) por la acción de la piruvato formiato-liasa .

- Bacterias que se ven afectadas por la presión par-

cial de hidrógeno . En cultivo puro producen hidrógeno por la ac-

ción de una hidrogeno-transferasa,

compuestos más reducidos (etanol) .

ces de utilizar el hidrógeno, el

producción de acetato, debido a un

y una mezcla de acetato y otros

En presencia de bacterias capa-

metabolismo se desvía hacia la

mejor rendimiento energético .

3 .4 .1 .1 .

Fermentación de polisacáridos .

Las bacterias fermentativas pueden utilizar como fuen-

te de energía para su crecimiento, los hidratos de carbono que

hay, en los sustratos complejos, productos derivados de éstos por

hidrólisis o bien productos finales del metabolismo de otras bacte

rias, como lactato o glicerol (Bryant, 1973, 1974, 1977) .

Por otra parte hay bacterias fermentativas bastante

específicas como por ejemplo Bacteroides amy1ophílus que sólo uti-

liza almidón y los productos de su hidrólisis . Sin embargo muchas

otras bacterias son más versátiles y así por ejemplo algunas

de Butyrivibrio fibrisolvens y Bacteroides ruminicola pueden

mentar glicósidos, polisacáridos y azúcares .

cepas

fer-

Los polisacáridos como celulosa, hemicelulosa, almidón,

etc se hidrolizan hasta compuestos más sencillos que una vez trans

portados al interior de la célula bacteriana fermentarán producien

do una variedad de productos . Los tipos y proporciones de los pro-



- 59-

ductos finales vienen regulados por la presión parcial de hidróge-

no, y por la forma en que sea metabolizado el piruvato intracelu-lar, es decir en función de los complejos enzimáticos utilizadospor los microorganismos . La Figura 3 .16 . reagrupa las diferentes

vías que corresponden a fermentaciones clásicas del tipo láctico,propiónico, butírico, butanodiólico, etc . ., y la influencia dela presión parcial de hidrógeno .

Las hexosas y pentosas se convierten en piruvato yNADH2 por la vía de Embden-Meyerhoff-Parnas y la vía de Warburg-

Dickens respectivamente, a excepción de la fermentación heterolác-

tica que lo realiza a través de la vía fosfocetolasa .

El metabolismo del piruvato está ligado a reacciones

de reducción que permiten la regeneración de los transportadores

de electrones NAD y FAD .

En la Tabla 3 .3 . se indican las principales reacciones

presentadas en la Figura 3 .16 .

3.4.1 .2 .

Fermentación de otros compuestos .

Los residuos orgánicos suelen contener mayores cantida

des de proteínas y grasas biodegradables que de hidratos de carbo-no, de las que habitualmente se encuentran en la dieta de los ani-males hervíboros .

Las proteínas son hidrolizadas obteniéndose péptidosy aminoácidos que posteriormente son transformados en ácidos orgá-nicos, dióxido de carbono y amoníaco, a través de mecanismos dedesaminaci6n, transaminaci6n y descarboxilaci6n, o pueden sertransformados en ácido pirúvico y continuar la vía metabólica des-crita en la Figura 3 .16 . Como ejemplo se muestra en la Figura 3 .17.

un esquema propuesto por Weng y Jerfs (1976) para la descomposi-

ción del ácido glutámico . Asimismo los péptidos, aminoácidos y

amoníaco pueden ser asimilados por las bacterias para la formación



LIPIDOS

LIGNINAS

HIDRATOS DE CARBONO

Acidoa grasos de

cadena larga

Acidos ciclo

Krebs

Aromáticos

Gliceraldehido 3 P

Aminoácidos

a

Fosfoenolpiruvato

Cetoácidos

AcetílCOA

l

Oxalacetato

Iactato

Acetaldehido AcetoecetilCOA

ETANOL BUTIRATO

ALTA PRESION DE HIDROGENO

Figura 3.16

Principales reacciones de la etapa hidrolítica .

PROTEINAS

Succinato AcrilelICOA

PROPIONATO



- 61 -

TABLA 3.3 . PRINCIPALES REACCIONES DE LA ETAPA HIDROLITICA Y

FERMENTATIVA .

REACCION

2 NAD+ E--- 0 2 CH3COC00 + 2 NADH + 4 H+- 148.1

H300000 + 2 H20 .E-; CH3C00 + HC03 + H + + H2- 47.3

CH 300000 + 2 NADH + 2 H + -* -+ CH3CH2000 + 2 NAD + + H20

H300000 + CH3000- + NADH + H+ ¡-~ CH3CH2CH2C00 + HC03

H3 00000 + H20 + NADH + H+ E---~ CH3CH20H + HC03 + NAD+

- 87 .0

3 CH3CHOH000 ~-.-i 2 CH3CH2000 + CH3000 + H003 + H+ - 84 .1

- 38 .9

CH300000 + NADH + H+ t- CH3CHOH000 + NAD+- 25.1



NH 2

HOOC - CH2 - CH2 - CH - COOH

CH3 - CH2 - COOH

+

H20

- 62-

s

CH3 - COOH

+

H - COOH

+

4 H

CH 3

CH - COOH

+

NH3

CH2 - COOH

CH3 - CHOH - COOH

CH3 - CO - COOH + CH3 - COOH

Figura 3 .17 . Esquema de descomposición del ácido glutámico .

(Weng y Jerfs, 1976)



- 63-

de sus propios compuestos celulares (Wright, 1967) . A partir de

los aminoácidos valina, leucina e isoleucina se forman isobutirato,

isovaleriato y 2-metilbutirato respectivamente (Mead, 1971 ; Bryant

1977 ; Prins, 1977 ; Bryant, 1979) . Durante el metabolismo de los

aminoácidos aromáticos fenilalanina, tirosina y tript6fano, algu-

nas especies de CZostrídium producen ácidos orgánicos aromáticos

como fenilacético, fenilpropiónico, indolacético (Elsden y col .,

1976) . Los productos finales de la degradación anaerobia de tiros¡

na son p-cresol y 3-fenilpropiónico si el sustrato inicial son

excrementos frescos de cerdo ; sin embargo cuando estos residuos

son almacenados durante un tiempo, la tirosina da lugar a fenol

y p-cresol mayoritariamente y pequeñas cantidades de fenilpropi6ni

co (Spoelstra, 1978) .

Los glicéridos, fosfolípidos y grasas son hidrolizados

por acción de lipasas, formándose ácidos grasos de cadena larga,

glicerol y galactosa .

Los ácidos grasos de cadena larga son oxidados hasta

ácidos grasos volátiles de cadena corta por el mecanismo de la

oxidación, como se indica en la Figura 3 .18 . (Jeris y McCarty,

1965) . Este mecanismo por ser termodinámicamente desfavorable,

necesita de una presión parcial de hidrógeno muy pequeña .

Para los ácidos grasos insaturados como por ejemplo

el ácido oleico o linoleico se ha propuesto un esquema como el

de la Figura 3 .19 (Stafford, 1980) . También se ha propuesto un

esquema alternativo de producción de ácido esteárico previa hidro-

genación, y que por hidrólisis posterior y 43-oxidación dará lugar

a la formación de ácido acético, dióxido de carbono y metano (Figu

ra 3 .20)(Stafford, 1980) .

El glicerol, después de una fosforilaci6n y oxidación

en dihidroxiacetona fosfato, se degrada hasta piruvato por la vía

de Embden-Meyerhoff-Parnas . En la Figura 3 .21 . se presenta un es-

quema del metabolismo del glicerol (Vicens, 1984) .



- 64-

R - CH2 - CH2 - COOH

R - CH2 - CH2 - CO - S - CoA + H20

R-CH=CH-CO-S-CoA

WR-CHOH-CH2 -CO-S-CoA

WR-CO-CH2 -CO-S-CoA

WR - CO - S - CoA

+

CH3 - CO - S - CoA

H20

CH3 - COOH

+ CoA - SH

Figura 3.18 .

Esquema de la p-oxidación de los ácidos grasos .



- 65-

CH3 -

(CH2 ) 7- CH = CH -

(CH2) 7- COOH

CH 3 -

(CH2 ) 7- CHOH - CH2 -

(CH2) 7- COOH

CH3 -

(CH2)7- CO - CH2 -

(CH2)7- COOH

2 CH3 - (CH2 ) - COOH

2 CH3 - (CH5 ) - CH = CH - COOH

2

CH3 - (CH2)5 - CHOH - CH2 = COOH

2

CH3 -

(CH2 ) 5 - CO - CH2 - COOH

Repetición de la deshidrogenaci6n e hidrólisis

2 CH3 - CH2 - COOH

+

4 CH3 - COOH

4 CH4 + 4 CO2

v2 CH - COOH

+ 2 H - COOH

+ 8 H3

2 CH4 + 2 CO22 CO2 + 4 H

La reacción global es la siguiente :

CH3(CH2 ) 7CH=CH(CH2 )

7000H + 18 H20

0

8 CH4 + 10 CO 2 + 38 H

Figura 3 .19 . Esquema de la descomposición del ácido oleico .



- 66-

CH3 - CH2 -

(CH2 ) 6 CH = CH -

(CH2 ) 6 - CH2 - COOH

CH3 - CH2 -

(CH2 ) 6 - CH2 - CH2 -

(CH2 ) 6 - CH2 - COOH

CH3 - CH2 -

(CH2 ) 13 - CH = CH - COOH

CH3 - CH2 -

(CH2 ) 13 - CHOH - CH2 - COOH

CH3 - CH2 -

(CH2 ) 13

CO - CH2 - COOH

CH3 - CH2 - (CH2 ) 13 - COOH

+

CH3 - COOH

WRepetición de la deshidrogenacióny R-oxidación 7 veces

CH3 - COOH

+

7 CH3 - COOH

CH4 + CO27 CH4 + 7 CO2

La reacción global es la siguiente :

CH4+

CO2

CH 3CH 2 (CH2 ) 6CH=CH(CH2 ) 7000H + 16 H20

-=

9 CH4 + 9 CO2 + 30 H

Figura 3.20. Esquema de la descomposición del ácido oleico

a través de la formación de ácido esteárico .



Glicerolquinasa

Glicerol 3 fosfato

deshidrogenasa

- 67-

Glicerol

Glicerol 3P

díhidroxiacetona fosfatoA I

I yAldehido

yPIRUVATO

ATP

ADP

NAD

NADH2

E . M . P .

Figura 3.21 .

Metabolismo del Glicerol .



- 68-

3.4 .2 .

ETAPA ACETOGENICA .

Durante esta etapa intervienen dos grupos de bacterias

capaces de producir acetato, dependiendo del sustrato inicial :

- Bacterias Homoacetogénicas .

- Bacterias Acetogénicas .

3.4 .2 .1 .

Bacterias Homoacetogénicas .

Se caracterizan por la formación de acetato como único

metabolito a partir de la fermentación de los compuestos solubili-

zados (azúcares, lactato, etc) o de la mezcla dióxido de carbono

e hidrógeno .

La mayor parte de las especies de bacterias homoaceto-

génicas aisladas a temperaturas mes6filas, son CZostridium (C. ace

ticum, C. formicoaceticum), Acetobacterium (A . zuoodi, A. uierin

gae), Butyribacterium (B . methyTotrophicum) . En ambientes term6fi-

los también se han encontrado bacterias homoacetogénicas del tipo

Clostridium (C. thermoaceticum, C. thermoautotrophicum) (Vicent,

1984) .

El mecanismo de síntesis de acetato a partir de azúca-

res y de la mezcla C02 + H 2 , para bacterias del tipo C. Thermoace-

ticum, se detalla en las Figuras 3 .22 . y 3 .23 . respectivamente .

3 .4.2.2 .

Bacterias Acetogénicas .

Estas bacterias (también llamadas "bacterias acetogéni

cas productoras de hidrógeno"), transforman los compuestos interme

dios producidos en la primera etapa del proceso, tales como ácidos

grasos (ácido propi6nico o de cadena más larga), alcoholes, com-

puestos aromáticos y otros ácidos orgánicos, hasta acetato, dióxi-

do de carbono e hidrógeno (McCarty, 1971 ; Ferry y Wolfe, 1976 ;

Bryant, 1979) .



acetil CoA

acetil P

acetato

ADP ~--

- 69-

piruvato

1piruvato .

1

10 formil THF

1

5-10 meten¡! THF

t5 me ti 1

T-ü

X

5-10 metilen THF

XH2

X

THF"

metil Corrinoide

ATP

Figura 3 .22 . Sintesis de acetato a partir de glucosa

C. TgER40ACETICUM.

Corrinoide-

acetato



ADP + P .1

ATP

Col

H20

5-10 Metenil THF

XH2

Formiato

2 x

THF -Metilcorrinoide -Acetato

t

C010-Formil THF

2

t5-10 Metilen THF

t5-Metíl THF

XH2

- 70-

Corrinoide -.

Figura 3 .23 . Reducción de CO2 a acetato en

C. TRERMOACETICUM.



- 71 -

Aunque se han aislado pocas especies, probablemente

este grupo está formado por muchos tipos de microorganismos que

tienen diferentes y específicas fuentes de energía .

En la degradación de los diferentes intermediarios,

las bacterias acetogénicas suelen . estar asociadas con otras espe-

cies de microorganismos, como por ejemplo las bacterias metanóge

nas . Ello se debe a que las reacciones de degradación presentan

generalmente una variación positiva de energía libre, lo que las

hace termodinámicamente desfavorables . Sin embargo como en todas

ellas se produce hidrógeno, éste puede ser utilizado rápidamente

por bacterias de otras especies (como los metan6genos o los sulfa-

to reductores) en reacciones que tengan una variación de energía

libre negativa . De la asociación de los dos tipos de bacterias

resulta una variación negativa de energía libre, lo que facilita

la degradación de los diferentes compuestos intermedios y el creci

miento de las bacterias acetogénicas con estos sustratos . En las

Tablas 3 .4 y 3 .5 se detallan las reacciones de degradación de algu

nos compuestos intermedios en el caso de que exista (Tabla 3 .4)

o no (Tabla 3 .5) asociación con otras especies . En la Tabla 3 .6

se presentan algunas bacterias acétogénicas productoras de hidróge

no y los organismos asociados a ellas .

En la formación de metano a partir de etanol, se creía

que intervenía únicamente una especie llamada MethanobacilLus Ome-

Zianskii capaz de oxidar el etanol a acetato y reducir el dióxido

de carbono hasta metano, según la ecuación :

2 CH3CH20H + HC03 ~----- 2 CH3000

+ CH4 + H20 + H+

A G = - 116 .4 kJ

Sin embargo Bryant y col ., (1967) demostró que la fer-

mentación se realiza por la asociación sintrófica de dos especies

bacterianas . Un organismos acetogénico llamado "S" oxidaba el eta-

nol hasta acetato, y producía hidrógeno, según la ecuación :



- 72-

TABLA 3.4. REACCIONES DE DEGRADACION DE LAS BACTERIAS ACETOGENICAS

CON ASOCIACION A OTRAS ESPECIES .

REACCION

4 CH3CH2C00 + 3 H20-4 CH3C00 + 3 CH4 + H+- 102.4

2 CH3CH2CH2000 + HC03 + H20-4 CH3000 + CH4 + H+

- 39 .4

2 CH3CH2CH2CH2000 + HCO3 + H20 -2 CH3CH2000 + 2 CH3000

+ CH4 + H+- 39.4

2 CH3(CH2 ) 14C00 + 7 HC03 + 7 H20

16 CH3000 + 7 CH4 + 7H+

- 246.2

2 CH3CHOHC00 + H20 -. 2 CH3000 + HC03 + CH4 + H+- 143.6

2 CH3CH20H + HC03 -~ 2 CH3000 + CH4 + H20 + H+- 116.4

4 C7H602 + 19 H20-12 CH3C00 + 3 CH4 + HC03 + 9 H+

- 190 .8



- 73-

TABLA 3 .5 . REACCIONES DE DEGRADACION DE LAS BACTERIAS ACETOGENICAS

SIN ASOCIACION CON OTRAS ESPECIES .

REACCION A G°-

(kJ)

CH3CH2000 + 3 H20

- CH3000 + H+ + 3 H2+ 76.1

CH3CH2CH2000 + H20

' 2 CH3000 + H+ + 2 H2+ 48.1

CH3CH2CH 2CH2000 + H20 ---o CH3CH2000 + CH3C00 + H+ + 2 H2

CH3(CH2)14C00 + 14 H20 -i 8 CH3000 + 7 H+ + 14 H2

+ 48 .1

+ 351 .5

CH3CHOH000 + 2 H20CH3C00 + HC03 + H+ + 2 H2- 4.2

CH 3CH20H + H20 - » CH3000 + H+ + 2 H2+ 9.6 -

C7H602+ 7 H20 ---~ 3 CH3000 + HCO3 + 3 H2+ 54 .0



- 74-

TABLA 3.6, BACTERIAS ACETOGENICAS PRODUCTORAS DE HIDROGENO Y

ORGANISMOS ASOCIADOS A ELLOS .

ORGANISMO ACETOGENICOPRODUCTOR DE HIDROGENO SUSTRATO BACTERIA QUE UTILIZA

EL HIDROGENO

Organismo S etanol Methanobacterium bryantii

piruvato M . smithii

Desulfovibrio desulfu- etanol M . bryantii

ricans, vulgaris lactato M . bryantii

lactato M . barkeri

Thermoanaerobium brockii etanol M . thermoautotrophicum

Syntrophomonas wolfei butirato M . hungatei

valerianato M . hungatei

Syntrophobacter wolinii propionato Desulfovibrio + 5042

propionato Desulfovibrio + M, hungatei



- 75-

CH3CH20H + H20 s---- CH3C00

+ H+ + 2 H2

El otro organismos metanógeno Methanobacterium MOH no

puede usar el etanol, pero sí emplea el hidrógeno para reducir

el dióxido de carbono a metano, según la ecuación :

4 H2 + HC03 + H+ ~--- CH4 + 3 H2O

AG=+ 9.6M

A G = - 135 .6 kJ

De la asociación de las dos especies se obtiene :

2 CH3CH20H + HC032 CH3000

+ CH4 + H2O + H+

A G = - 116 .4 kJ

El hidrógeno inhibe el crecimiento del organismos "S" .

Por tanto para que se pueda realizar la oxidación del etanol es

preciso que disminuya la presión parcial de hidrógeno al eliminar

se éste por la acción del segundo microorganismo, ya que permite

el crecimiento de "S", a la vez que el cambio de energía libre

resulta termodinámicamente favorable (Bryant y col ., 1969 ; Reddy,

1972 ; Wolin, 1974) .

Otras bacterias acetogénicas, del género DesuZfovibrio

son capaces de oxidar el lactato en ausencia de sulfatos . Cuando

hay presentes otras especies que puedan utilizar el hidrógeno pro

ducido, se observa un cambio en el equilibrio de las reacciones

que favorece la producción de hidrógeno y el crecimiento de las

bacterias acetogénicas (Bryant, 1977) .

Cuando Desulfovibrio desuLfuricans crece en presencia

de Methanosarcina barkeri que emplea acetato e hidrógeno para la

formación de metano, el lactato se degrada completamente hasta

metano y dióxido de carbono (McInerney y Bryant, 1978) según la

ecuación :



2 CH3CHOHC00

- 76-

+ 3 H20

' 3 CH4 + HC03 + H+

AG=-205 .9 kJ

En cambio cuando hay presencia de sulfatos, el lactato

se degrada hasta acetato y dióxido de carbono, y los electrones

liberados se emplean en la reducción del sulfato a sulfuro .

En el caso de compuestos aromáticos (benzoato, fenol,

una asociación de microorganismos similar a la que

caso del etanol . Muchas de las bacterias que intervie

procesos no han sido aisladas todavía (Fina y Fiskin,

etc) existe

existe en el

nen en estos

1960 ; Nottingham y Hungate, 1969 ; Ferry y Wolfe, 1976 ; Shlomi y

col ., 1978 ; Healy y Young, 1979) .

iPor tanto, se puede considerar que el acetato se puede

sintetizar por tres caminos diferentes :

A partir de la materia orgánica compleja en la fase hidrolíti

ca y fermentativa .

De los compuestos solubilizados en la primera etapa, por la

acción de las bacterias acetogénicas (acetogenesis) .

A partir de la mezcla CO2/H2 (homoacetogénesis) .



3.4.3.

ETAPA METANOGENA.

- 77-

Las bacterias metanógenas constituyen un grupo independiente formado por diferentes especies, capaces de transformaranaeróbicamente los productos finales de las etapas anteriores,

como acetato, dióxido de carbono, hidrógeno, formiato o metanol,

hasta la formación de metano .

Son organismos estrictamente anaerobios que necesitan

un potencial redox inferior a - 300 mV . ya que concentraciones

de oxígeno disuelto del orden de 0 .01 mg/1 inhiben su crecimiento

(Wolfe, 1971 ; Bryant, 1974) . Entre los géneros de bacterias metanó

genas más comunes se pueden citar : Methanococcus, Methanobacteríum

Methanosarcína, Methanospírillíum, Methanobacillus, Methanobrevi-

bacter, etc (Zeikus, 1977) .

Según sus requisitos nutritivos, los metanógenos son

quimiolitoheterótrofos . El amoníaco es la fuente de nitrógeno pre-

ferida, no empleando aminoácidos o péptidos . Como fuente de azufre

algunas especies utilizan cisteína .

El mecanismo de formación de metano supone la interven

ción de algunos coenzimas que no se presentan en otros organismos,

y la formación de compuestos intermedios, algunos de naturaleza

desconocida hasta hace poco tiempo .

En 1951 Barker propuso un esquema de degradación del

dióxido de carbono, acetato y metanol hasta la formación de metano

(Figura 3 .24), en donde aparecían unos intermediarios ligados a

unos transportadores X de naturaleza desconocida .

Como las bacterias metanogénicas no asimilan el dióxi-

de carbono a través del ciclo de Calvin, ni poseen una cadena

transporte de electrones que contenga citocromos, como ocurre

otros anaerobios estrictos como las bacterias sulfato-reducto-

do

de

en

ras, Barker propuso un esquema cíclico (Figura 3 .25) para la reduc

ción del dióxido de carbono a metano .



CH3 COOH +

ColHX

x - COOH

COZ

CH3 OH + HX

H 02

- CHO + H20

X - CH3 + H20

Figura 3.24. Esquema de formación del metano según Barker .

2H

2H

2H

2H



H2 0

2H

0CH4 HS

CoM \I2H--y'ATP En

MG2*

CH3 -S-CoM

XCOOH

HOCH2-S-CoMXCH0

2H

H20

Figura 3 .25 . Esquema cíclico de formación de metano

según Barker .



Los compuestos intermedios en el esquema de la metano-

génesis son los siguientes :

o ácido 2-mercapto-etano-sulfónico (HS-CH2-CH2-S03H2 ) está asocia-

do a reacciones de transferencia del grupo metilo . Está presente

en todas las bacterias metanógenas (excepto en Methanobrevibacter

rumiantíum), y su forma metilada (CH3S-CoM) es el único sustrato

que cataliza el enzima metil-reductasa en la reducción de la parte

de CoM que da lugar al metano . La reacción que tiene lugar es la

siguiente :

El sistema enzimático de metil-reductasa se considera

formado por tres componentes : una proteína sensible al calor y

estable con oxígeno, una proteína de elevado peso molecular y con

de hidrogenasa, y un factor B que es un cofactor de pesoaproximado a 1000, que no ha sido encontrado en otros

actividad

molecular

enzimas .

- Coenzima M

- 80-

Aislado por McBride y Wolfe en 1971 . El coenzima M

metil-CoM-reductasaCH3-S-CoM

+2

CH4 + HS-CoM

- F420

ATP, Mg , , H2

Aislado por

Cheeseman y col . (1972) .

Es fluorescente

en estado oxidado y presenta un pico de absorción a 420 nm . Está

presente en muchas bacterias metanógenas, y su función está rela-

cionada con la transferencia de electrones :

- como aceptor de electrones procedentes del hidrógeno y formiato

(Figura 3 .26) .

- como dador de electrones en las reacciones de incorporación del

dióxido de carbono .

- como dador directo de electrones a la metil-CoM-reductasa en

la metanogénesis (Figura 3 .27) .



H2

HCOOH

HCOOH

C02

H-c:

- 81 -

F42O oxidado

F420 reducido

ADPH'F420 oxidad`

NADPH + H+

NADP

Figura 3.26 . Reacciones que necesitan del coenzima F420

~ NADPH + H+

NADP

H2

2 H+

(S CON) 2

420reducidó

1,1% NADH/

-****~ 2 HS CoM

Figura 3 .27. F420 : dador de electrones a la metil-CoM-reductasa .



- F 430 - F342

- 82-

Se encontraron en Methanobrevibacter termoautotrophi-

cum por Gunsalus y Wolfe (1978) . El F430 corresponde probablemente

al grupo prostético de la metil-CoM-reductasa . Es un compuesto

no fluorescente que presenta un pico de absorción a 430 nm . Del

cofactor F342 no se conoce la estructura . El papel que desempeñan

ambos grupos cromóforos es todavía desconocido .

- Factor CDR (Carbon Dioxide Reduction Factor)

Es un compuesto estable al calor que está presente

en la reducción del dióxido de carbono a metano, e interviene en

las reacciones que provocan los intermediarios (X-C) más oxidados

que el formaldehido . Se localiza en la misma fracción celular que

el F430*

- Factor YFC

Es el carboxi-7-8-dihidrometanoptirina . Interviene

como intermediario en la reducción del dióxido de carbono a metano

(Voegels y col . 1982) . Todavía no se sabe si es idéntico al factor

CDR o se trata de otro compuesto intermediario .

- Coenzima FA

Ha sido aislado por Keltjens y Voegels (1981), y po-

dría ser el aceptor de la unidad C 1 . Su estructura química no es

conocida pero parece diferente a la del coenzima M .

La metanogénesis a partir del acetato o de la mezcla

C0 2/H2 resulta, energétícamente, muy diferente . En la Tabla 3 .7

se presentan las principales reacciones de la metanogénesis y su

variación energética .



- 83 -

A la vista de la Tabla 3 .7, la reacción de metanogéne-sis a partir de C02/H2 es aproximadamente cuatro veces más energé-

tica que a partir de acetato .

La competencia entre los metanógenos y los sulfato-re-ductores por el acetato y/o hidrógeno es un claro ejemplo de las

interacciones y de la coexistencia entre poblaciones bacterianas

mixtas (Figura 3 .28) .



- 84-

TABLA 3.7 . REACCIONES DE LA METANOGENESIS .

REACCION ,&G°

(kJ )

4 H2 + C02 -> CH4 + 2 H20

- 139.2

4 H000

+ 2 H+ -~ CH4 + C02 + 2 HC03- 126.8

H000

+ 3 H2 + H+ -» CH4 + 2 H20

- 134 .3

4 CO + 2 H20 ----1 CH4 + 3 CO2- 185.1

4 CH30H ---» 3 CH4 + C02 + 2 H20

- 102 .5

CH30H + H2 > CH4 + H20

- 121 .1

4 CH3NH2 + 2 H20 + 4 H+ -~ 3 CH4 + C02 + 4 NH4

- 101 .6

2 (CH3 ) 2NH + 2 H20 + 2 H+ -> 3 CH4 + C02 + 2 NH4

- 86 .3

4 (CH3 ) 3N + 6 H20 + 4 H+9 CH4 + 3 C02 + 4 NH4

- 80 .2

2 CH 3CH2-N(CH3 ) 2 + 2 H20 -; 3 CH4 + C02 + 2 CH3CH2NH2 -70.0

CH3C00 + H20 -~ CH4 + HCO3- 28.2



LACTATO

SR

ACETATO

H2

1) PRESENCIA DE SULFATOS : EXCLUSION

SR

ACETATO

SR t

ACETATO

H2

SR = Sulfato reductor

SOQ

S

- 8 5-

ACETATO

SR

C02

H2

2) AUSENCIA DE SULFATOS : SINTROFIA

i----------

3) PRESENCIA DE SULFATOS : COEXISTENCIA

LACTATO

METILAMINAS oMETANOL

tCH4

H2

MG = Metanógeno

Figura 3 .28. Interacciones metanógenos/sulfato reductores .

o ACETATO

CH4

MG



- 86-

3 .4 .4 .

PAPEL REGULADOR DEL HIDROGENO .

La concentración de hidrógeno juega un papel regulador

muy importante en el proceso de la fermentación de la materia orgá

nica hasta la formación de metano .

La regulación afecta en dos pasos importantes del pro-

ceso : etapa fermentativa y etapa acet6gena .

La concentración de hidrógeno influye en la formación

de productos finales, debido a la variación de energía libre que

ocurre en la producción de hidrógeno a partir de NADH (forma redu

cida del dinucle6tido de nicotinamída y adenína) (Wolin, 1974 ;

Bryant 1979) :

NADH +

3.4 .4 .1 .

Etapa fermentativa .

sa NAD + + H2

45G = + 18 kJ0

Para que se pueda realizar la degradación de la mate-

ria orgánica, el NADH debe ser previamente reoxidado a NAD+ . Debi-

do a que la reacción es termodinamicamente desfavorable (áG > 0),

sólo se producirá un cambio en el equilibrio, favoreciéndose la

formación de hidrógeno cuando su presión parcial sea baja, es de-

cir cuando éste sea utilizado por otros organismos como los metan6

genos ; asimismo en estas condiciones, el flujo de los electrones

producidos en la glucolisis se orienta hacia la reducción de los

protones resultantes en la formación de hidrógeno . Además si la

presión parcial de hidrógeno es pequeña, el piruvato se degrada

a acetato, dióxido de carbono e hidrógeno y la producción de ATP

a partir del acetil-fosfato intermedio .



- 8 7-

Cuando la presión parcial de hidrógeno aumenta (por

tiempos de retención muy cortos o por sobrecargas del digestor),

el flujo de electrones cambia, favoreciéndose la formación de pro

ductos reducidos a partir del piruvato, tales como propionato,

butirato, lactato, etanol, ácidos grasos de cadena larga, etc .

Por tanto un digestor que se encuentre funcionandoen buenas condiciones deberá presentar una mayor producción de

acetato, dióxido de carbono e hidrógeno, y una pequeña cantidad

de propionato 6 butirato, y practicamente nada de etanol o lactato

indicando que las bacterias metanogénicas están presentes y son

suficientes para eliminar el hidrógeno producido .

3 .4 .4 .2.

Etapa acetogénica .

Como ya se ha comentado anteriormente, las bacterias

acetogénicas productoras de hidrógeno deben estar asociadas a espe

cies que consuman hidrógeno (metanógenos y sulfato reductores),

ya que las variaciones de energía libre son positivas en las reac-

ciones de formación de acetato a partir de otros ácidos de cadena

más larga .

Las

variaciones de energía libre

(,¿G0 )

en función de

la presión parcial de hidrógeno (pH2 ) se representan en la Figura

3 .29 . Para que estas reacciones sean termodinámicamente favorables

(o G<0) deben darse presiones de hidrógeno muy bajas . De esta forma

cuando la presión es inferior a 0 .15 atmósferas, la degradación

de etanol es energéticamente favorable . La degradación de butirato

y propionato necesita de una presión inferior a 2 .10-3 y 9 .10-

atmósferas respectivamente para que G G sea negativo .

En el caso del propionato se ha comprobado (McCarty,

1963 ; McCarty, 1964) que es el primer ácido que se acumula en un

digestor, debido a la baja presión parcial de hidrógeno (9 .10-5

atm .), muy inferior a la necesaria para la degradación del etanol

o butirato .



-2E

El papel regulador del hidrógeno afecta

formación y proporción de los productos finales de

fermentativas, sino que influye en la degradación de

tos por parte de las bacterias acetogénicas .

a

N -

-8

Figura 3 .29

prop . but.

- 88-

no sólo a la

las bacterias

estos compues

etano(

CH4

80 40 1 -40 -80 -120QG

a

pH 7,0

Y

25°c

(ki )

Influencia de la presión parcial de hidrógeno sobre

la variación de energía libre en la degradación del

etanol, propionato, butirato y la formación de meta

no por reducción .



_gg_

Como resumen de todo lo expuesto anteriormente, se

puede afirmar a la vista de la información bibliográfica, que el

proceso de digestión anaerobia transcurre a través de las siguien-

tes etapas :

a) Una primera etapa hidrolitica y fermentativa que incluye

los procesos de solubilización o dispersión del sustrato

sólido digerible, los procesos de hidrólisis de las molécu

las más complejas en moléculas más simples, y los procesos

de fermentación de estos compuestos, con formación de ácidos

orgánicos (acético, propiónico, butírico, valérico, láctico

etc), compuestos neutros (etanol, metanol), amoníaco, hidró-

geno y dióxido de carbono .

b) Una etapa acetogénica que conduce a la formación de acetato,

dióxido de carbono e hidrógeno .

c) Una etapa metanogénica con formación de metano y dióxido

de carbono .

Cada una de estas etapas se desarrolla por la acción

de un grupo específico de bacterias .

En la Figura 3 .30 se presenta un esquema global del

proceso de digestión anaerobia, que comprende todas las etapas

consideradas anteriormente .



ACETATO

MATERIA ORGÁNICA

Ac + H2

- 90-

+

CO2+

Otros compuestos

COMPUESTOS INTERMEDIOS SOLUBILIZADOSÁCIDOS GRASOS

Comp . intermedios

ri1L

Bacterias

Homoacetogénicas

- - - - - - - - - - -Compuestos intermedios 1

- - Ácidos grasos - - J

Ac

H2

CO 2

H2 + CO2

Bacterias Homoacetogénicas

Bacterias acetogénicas

productoras de hidrógeno

Figura 3 .30 .

Esquema global del proceso de digestión anaerobia .



3 .5 .

FACTORES QUE INFLUYEN EN EL PROCESO DE DIGESTION ANAEROBIA .

3 .5.1 .

FACTORES AMBIENTALES .

3 .5 .1 .1 . Temperatura.

La temperatura afecta de forma directa a la velocidad

de descomposición de los residuos y al rendimiento del proceso(m3 de biogás/kg de materia orgánica alimentada) .

En función de la temperatura se pueden establecer tres

rangos de operación (Van Velsen, 1981 ; Kopiske, 1982 ; Stevens,1982 ; Wellinger, 1982 ; Lettinga y col ., 1983) :

A) Psicrófilo : inferior a 25°°-C .

La producción de biogás a temperaturas bajas se puede

considerar independiente de la temperatura ; sin embargo entre 15

y 25°C, la producción aumenta linealmente con la temperatura .A bajas temperaturas el proceso de aclimatación de los microorga-nismos es lento .

La digestión anaerobia en el rango psicrófilo se acon-seja en ocasiones para el tratamiento de algunos residuos ganade-

ros e incluso vertidos industriales o urbanos, siempre que las

condiciones ambientales no sean extremas .

B) Mesófilo : de 25 a 45°°-C .

En este intervalo de temperaturas trabajan la

ría de los digestores . El óptimo de producción se establece

autores, entre 35-40°°-C ó 35-42°°-C (Pfeffer, 1974 ; Zeikus, 1977 ;

Pfeffer, 1980), dependiendo del tipo de residuo a tratar, aunque

en ocasiones puede situarse por debajo de 35°°-C (Golueke,1958 ; Mal¡

na 1962, 1964 ; Pfeffer, 1973) .

mayo-

según



- 92-

Cuando se aumenta la temperatura de 25 a 40°°-C, la pro-

ducción de biogás aumenta un 1% por grado . El balance energético

óptimo se sitúa entre 25 y 35°°-C (Hawkes, 1981) .

C) Term6filo : superior a 45°C .

La digestión anaerobia a temperaturas elevadas presen-

ta ciertas ventajas como son la eliminación de gérmenes patógenos,

mayor rapidez del proceso, disminución del tiempo de retención,

reducción en las dimensiones de la instalación y un mayor rendí-

miento .

Para este intervalo, la temperatura óptima se sitúa

alrededor de 60°°-C (Pfeffer, 1973, 1974) . Aunque la producción de

gas se incrementa al pasar de 50°°-C a 60°°-C, el balance energético

es más desfavorable (Varel y col ., 1980) .

En este rango de temperaturas se tratan generalmente

residuos de industrias agroalimentarias que se vierten a altas

temperaturas .

Se pueden distinguir dos tipos de bacterias diferentes :

bacterias termotolerantes, que pueden crecer a 50-60°C y 30-35°C,

y las bacterias termófilas estrictas que sólo crecen por encima

de 40°°-C, presentando un óptimo alrededor de 50°°-C .

La estabilidad de la temperatura es fundamental para

el buen funcionamiento de un digestor en el rango

márgenes de fluctuación son más estrechos en la zona

que en la mes6fila, lo que exige de un control mayor en

caso (Buhr y Andrews, 1977) .

termófilo . Los

term6fila

el primer

A pesar de las posibles ventajas de este proceso term6

filo, en la práctica no ha tenido gran aceptación, debido probable

mente a las siguientes razones :

CIENc~s1/19

~~GQ

y



- 93 -

- Las bacterias term6filas son muy sensibles a cual-

quier cambio en las condiciones del proceso .

- El período de aclimatación de las bacterias en elrango term6filo es relativamente largo .

- El rendimiento energético neto del proceso es peque-

ño, debido a pérdidas caloríficas en el mantenimiento del digestor

a temperaturas elevadas .

pequeño .

- El poder fertilizante de los lodos digeridos es más

3.5:1 .2. pH

El pH del medio es función de la alcalinidad bicarbona

tada, de la presión parcial del dióxido de carbono y de la concen-

tración de los ácidos volátiles . Las bacterias acetógenas y metanó

genas son muy sensibles al pH, por lo que habitualmente debe mante

nerse entre 6 .6 y 7 .6, con un rango óptimo entre 6 .8 y 7 .2 (McCar-

ty, 1964) .

El valor del pH determina la producción total de bio-

y su composición, ya que por debajo de pH = 6 .2, la acidez

medio inhibe la actividad de las bacterias metanogénicas, y

gás

del

para valores de pH comprendidos entre 4 .5 y 5 .0, la inhibición

afecta también a las bacterias fermentativas . Efectos similares

se detectan para valores de pH superiores a 8 .0-8 .5 (McCarty, 1964) .

La naturaleza y el pH de los residuos a tratar determi

na el pH del medio . Algunos tienen una fuerte capacidad reguladora

que es suficiente para mantener el pH dentro del rango favorable ;

en los casos en que esto no sucede se hace necesario añadir ácidos

o bases .



- 94 -

En un proceso discontinuo o por cargas el pH experimen

ta al principio un descenso hasta un valor mínimo comprendido en-

tre 4 .5 y 6 .0 según el tipo de alimento utilizado, iniciando a

continuación un ascenso hasta los valores estables en donde sesitúa el óptimo (McCarty, 1964) . A partir de este momento se puede

iniciar una alimentación continua o semicontinua por cargas perió-

dicas del digestor, e ir incrementándola gradualmente hasta un

valor máximo que no provoque un descenso del pH por debajo del

intervalo de régimen ya citado .

3.5 .1 .3 . Alcalinidad .

La alcalinidad es una medida del contenido de carbona-

tos, bicarbonatos e hidróxidos de calcio, magnesio, sodio y pota-

sio fundamentalmente ; se expresa en mg CaC0 3/1, y representa la

capacidad tampón del contenido del digestor .

Un digestor con una

(a pH 6 .0), presenta una buena

rápidos aumentos en el contenido

1969) . McCarty (1964) establece

dad comprendido entre 2500 y 5000 mg CaC03/1 se obtiene un margen

de operación seguro en el tratamiento anaerobio de residuos .

3 .5 .1 .4 .

Acidos grasos volátiles .

alcalinidad superior a 1000 mg/1

capacidad de respuesta frente a

de ácidos volátiles (Kotze y col .

que para un valor de la alcalini-

El contenido en ácidos grasos volátiles en el interior

de un digestor, es uno de los parámetros más útiles en el control

del estado metabólico del proceso . Teniendo en cuenta que estos

ácidos juegan un importante papel como intermediarios en la forma-

ción del metano, la acumulación de alguno de ellos indica la modi-

ficación de las condiciones metabólicas en el digestor ; por tanto

cualquier inhibición de las etapas finales de la metanogénesis

provocará un aumento de la concentración de ácidos volátiles y

un descenso acusado del pH .



- 9 5-

El límite de concentración de ácidos volátiles para

que el proceso sea estable varía según los datos encontrados en

la bibliografía . Puede variar entre los 200 mg/1 (referido a ácidoacético equivalente) y los 2000 mg/l, concentración a la que se

inhiben las bacterias metanogénicas pero no así las acidogénicas

(McCarty y McKinney, 1961 ; Kotze y col . 1969 ; Kugelman y Chin,1971 ; Hawkes y col . 1976) . No obstante este intervalo puede variar

dependiendo del tipo de residuo a digerir, pues se han llegado

a encontrar concentraciones superiores a los 5000 mg/1 en digesto-res que funcionan normalmente cuando se alimenta . estiércol de ga-llina .

3 .5 .1 .5 .

Potencial redox.

La medida del potencial redox de un sistema anaerobio

es de considerable importancia cualitativa en el control del buen

funcionamiento del proceso por cuanto es una medida del grado de

anaerobiosis del medio . Diversos autores han observado una rela-

ción entre el potencial redox y el rendimiento de la digestión

(Dirasian, 1963 ; Converse y col ., 1971 ; Ghosh, 1981) .

Para las bacterias metanogénicas el potencial redox

óptimo varía aproximadamente entre -300 y -330 mV . Para mantenerlo

en este intervalo es aconsejable que el digestor no reciba sustan

cias oxidantes y evitar la entrada de aire en la cámara de diges-

tión .

3.5.1 .6. Nutrientes .

Generalmente las bacterias que intervienen en el proce

so de fermentación anaerobia tienen requerimientos nutritivos sim-

ples para su desarrollo . Los principales nutrientes son carbono,

nitrógeno, fósforo y pequeñas cantidades de azufre, vitaminas,

ácidos grasos, aminoácidos (que pueden ser aportados por otras

bacterias) y una serie de elementos minerales como K, Na, Ca, Mg

y Fe en muy bajas concentraciones (McCarty, 1964 ; Bryant y col .

1971 ; Bryant, 1974) .



- 96-

Cuando hay poco nitrógeno disponible en el medio, las

bacterias no son capaces de producir los enzimas necesarios para

utilizar el carbono . Si hay exceso de nitrógeno, entonces puedeexistir una inhibición del crecimiento de las bacterias .

Se acepta una relación óptima de C/N/P del orden de250/7/1, aunque pueda variar dependiendo del tipo de residuo (Vi-

cent, 1984) .

Los residuos animales y lodos de aguas residuales urba

nas contienen normalmente todos los nutrientes necesarios en canti

dades adecuadas . Sin embargo las basuras municipales suelen ser

deficitarias en nutrientes, pudiendo ser necesaria la adición de

amoníaco, fosfatos o sulfuros cuando se pretende fermentarlas sin

incorporar materiales de otros orígenes (Pfeffer y Liebman, 1976) .

TABLA 3 .8 . RELACION C/N PARA DIVERSOS

MATERIAL

SUSTRATOS .

RELACION C/N

Serrín 200-500/1

Paja de trigo 150-200/1

Bagazo 150/1

Algas 80/1

Abono de gallinas 8-36/1

Abono de caballo 33/1

Suero de leche 30-40/1

Abono de vaca 18/1

Forraje de Alfalfa 18/1

Verduras no leguminosas 11-19/1

Lodos de aguas residuales 13/1

Hierba cortada 12/1

Sangre 3-4/1



3.5 .1 .7 . Inhibidores .

Existen determinadas sustancias orgánicas e inorgáni-

cas que pueden resultar tóxicas incluso en concentraciones muy

bajas . Para las sustancias inorgánicas el nivel tóxico mínimo varía según que actúen solos o combinados con otros compuestos ya

que algunas combinaciones tienen efectos sinérgicos mientras que

otras presentan efectos antagónicos (Mccarty, 1964 ; Kugelman y

Mccarty, 1965 ; Kugelman y Chin, 1971) .

- Oxígeno .

- 97-

Por tratarse de un proceso en el que intervienen micro

organismos estrictamente anaerobios, el oxígeno resulta inhibidor

a concentraciones muy bajas, del orden de 1 4g/m1 (Edwards y McBri

de, 1975) .

- pH .

Cuando el pH del medio alcanza valores fuera del rango

óptimo de operación, puede inhibir el proceso metabólico de las

bacterias metanogénicas y provocar un descenso del pH en un diges-

tor . Las posibles causas pueden ser :

- caudal de alimentación demasiado alto .

- fluctuación amplia de la temperatura .

- formación de espumas .

- presencia de sustancias tóxicas .

- excesiva producción de ácidos volátiles .

- Amoníaco .

La toxicidad del amoníaco aparece influenciada por

el pH del medio . A pH básicos los iones amonio se liberan como

amoníaco . El problema de la toxicidad de éste se da en los perío

dos de aclimatación en digestores que tratan residuos avícolas

y porcinos principalmente (Flors y col ., 1980) .



- 98-

McCarty señala que para concentraciones de nitrógeno

amoniacal comprendidas entre 1 .5 y 3 .0 g/l, y con un pH superiora 7 .4, el amoníaco puede ser inhibidor . No obstante se han encon

trado referencias de trabajos de otros investigadores en los que

la fermentación de residuos

estable para concentraciones

1975 ; Converse y col ., 1977 ;

a la que llegan estos autores es que la inhibición espara concentraciones de nitrógeno amoniacal superiores

aunque la toxicidad (es decir la ausencia de producción

no aparece hasta concentraciones de 7 .0 g/1 .

ganaderos se

superiores a

Fischer y col ., 1979) . La

desarrollaba de forma

3 .0 g/1 (Lapp y col . ,

conclusión

progresiva

a 2 .0 g/l,

de metano)

- Cationes de metales alcalinos y alcalinotérreos .

Cuando están presentes en concentraciones bajas favore

cen el desarrollo de los microorganismos . Sin embargo para concen-

traciones elevadas presentan un efecto inhibidor . Parece ser que

la inhibición aumenta en el sentido Na + ---0 K+ --3 Ca+2 --.- Mg

+2 .

En la Tabla 3 .9 (París, 1983) se presentan rangos de concentracio-

nes de estos cationes que inhiben la digestión anaerobia .

TABLA 3 .9 .

CONCENTRACION DE CATIONES DE METALES ALCALINOS Y

ALCALINOTERREOS QUE INHIBEN LA DIGESTION ANAEROBIA .

INHIBICIONMODERADA(mg/1)

FUERTEINHIBICION

(mg/1)

SODIO 3500 - 5500 8000

POTASIO 2500 - 4500 12000

CALCIO 2500 - 4500 8000

MAGNESIO 1000 - 1500 3000



-99_

- Cationes de metales pesados .

La incorporación de cationes de metales pesados : Cu,

Zn, Cd, Ni, Cr, Fe, etc presenta generalmente efectos inhibidores

en los microorganismos . La información encontrada sobre niveles

de toxicidad es muy controvertida (McCarty, 1964 ; Kugelman y Chin,

1971) .

Mosey y Hugues (1975) propusieron un orden decreciente

de toxicidad :

Zn = Cu = Cd > Cr (VI) = Cr (III) > Fe

Para disminuir la toxicidad de los metales pesados,

y considerando la baja solubilidad de los sulfuros de estos meta-

les, se puede añadir el ión S-2 para precipitar Fe, Zn, Ni, Pb,

Cd y Cu ; sin embargo el Cr no forma sal insoluble (Mosey y col .,

1971 ; Pfeffer, 1979) .

- Sulfuro de hidrógeno .

El sulfuro de hidrógeno puede resultar tóxico en con-

centraciones comprendidas entre 70 y 200 mg/1 (Demeyer y col .,

1981) . No obstante algunos organismos pueden tolerar concentracio

nes superiores a 200 mg/1 después de un período de aclimatación,

sin presentar efectos inhibidores importantes (Mosey, 1976) .

- Otros compuestos .

Diversos compuestos orgánicos en pequeñas concentracio

nes como alcoholes, disolventes, antibióticos, fenoles, compuestos

clorados (CC1 4 , CHC1 3 ), detergentes, pesticidas y algunos ácidos

grasos de cadena larga (oleico, palmítico, esteárico) en grandes

concentraciones, pueden inhibir la actividad de las bacterias meta

nógenas .



- 100 -

3.5.2 .

FACTORES OPERACIONALES .

3 .5 .2 .1 . Agitación .

La agitación de un digestor mejora el proceso ya quese consigue una mezcla homogénea y se facilita un contacto contí-

nuo entre los microorganismos y el sustrato, con un mejor aprove

chamiento de éste al estar distribuído uniformemente y no aparecer

gradientes de concentración o temperatura . Además la agitación

evita la formación de espumas en la superficie .

Los tipos de agitación aplicada en los digestores pue-

den ser mecánica o neumática por recirculación del gas o líquido

(éste último sistema ofrece más ventajas que el primero) .

La agitación mecánica consiste en la aplicación de

un dispositivo de paletas o hélice dentro del digestor .

La agitación neumática por recirculación del gas con-

siste en inyectar de nuevo parte del gas producido, por la parte

inferior del digestor con lo que se consigue la creación de un

flujo turbulento en el interior ; éste método proporciona una mayor

producción de gas y una más rápida estabilización de la materia

orgánica . La agitación neumática por recirculación de parte de

la mezcla líquida contenida en el digestor por medio de una bomba,

se aprovecha en ocasiones para calentar el digestor utilizando

un intercambiador de calor externo .

La velocidad de agitación ha resultado ser un factor

que influye en la producción de gas . Se ha comprobado que altas

velocidades resultan ser perjudiciales ya que pueden romper los

agregados bacterianos entre las bacterias productoras de hidrógeno

y las que lo consumen, y los flóculos formados . En un digestor

de lodos de aguas residuales (Stafford, 1982), velocidades de agi-

tacióncomprendidas entre 140 y 1000 rpm no afectaron sensiblemen-



te a la producción de gas . Sin embargo cuando la velocidad era

superior se observó una reducción de la cantida de gas obtenido .

3.5.2 .2 .

Tiempo de retención .

El tiempo medio de retención hidraulico (TRH) se calcu

la como el cociente entre el volumen del digestor y el caudal ali-

mentado .

El tiempo de retención de sólidos (TRS) se define como

el tiempo medio que el sustrato alimentado permanece en el diges-

tor antes de ser eliminado como lodo digerido .

En un reactor de mezcla perfecta, sin recirculación

de sólidos, el TRH coincide con el TRS . Si existe recirculación

de sólidos el TRS es mayor que el TRH .

El tiempo de retención afecta a la velocidad de produc

ción de gas . A igualdad del resto de condiciones, la eficacia de

un proceso (% de sustrato alimentado convertido en biogás) aumenta

con el tiempo de retención hasta un valor asintótico .

En la digestión anaerobia, como en otros procesos mi-

crobiológicos, la velocidad con que se generan los microorganismos

es igual a la velocidad con que son eliminados del reactor cuando

éste alcanza el régimen estacionario . Ello trae como consecuencia

que el tiempo de residencia en un digestor de mezcla perfecta debe

ser superior a un valor mínimo para que el proceso se desarrolle .

Para el intervalo mesófilo de temperaturas, los tiem-

pos de retención óptimos varían dependiendo del tipo de digestor,

de la degradabilidad del sustrato, de la temperatura y de los obje

tivos del tratamiento (producción máxima de metano o conversión

completa del carbono orgánico y estabilización de los lodos digeri

dos .



- 102 -

En estudios realizados sobre la influencia del tiempo

de retención en procesos de fermentación de lodos a 35°C (McCarty,

1971) se observó que las bacterias fermentativas que degradan los

hasta ácidos grasos, crecen rápida

retención menores de un día ; sin

ácidos grasos no se produce hasta

que el tiempo de retención es igual o superior a cinco días debido

al lento crecimiento de las bacterias acetogénicas .

hidratos de carbono y proteínas

mente incluso para tiempos de

embargo la fermentación de los

3 .5 .2 .3.

Carga volumétrica .

La velocidad con que la materia orgánica (sustrato)

es suministrada a los microorganismos que participan en la degrada

ción del sustrato, es fundamental para poder mantener unas condi

ciones estables en la digestión . Se pueden aplicar diferentes car-

gas, alterando el caudal de alimentación que afecta al tiempo de

residencia hidraulico en el digestor, o alterando la concentración

de la materia orgánica en el sustrato alimentado .

aportada es excesiva se crea una inestabilidad en

la acumulación de los ácidos grasos volátiles .

Cuando la carga

el digestor por

La concentración de la materia orgánica puede ser de-

terminada como Demanda Química de Oxígeno (mg 02/1), como Sólidos

Volátiles (g/1) y menos frecuentemente como Demanda Biológica de

Oxígeno, Sólidos Totales ó Carbono Orgánico Total (Demuynck y Pé-

rez-Aguilar, 1981) .

Habitualmente se define la carga volumétrica como la

cantidad de materia orgánica introducida en el digestor por unidad

de volumen y tiempo (día) ; no obstante también se puede utilizar

la carga volumétrica eliminada, que sería la cantidad de materia

orgánica eliminada por unidad de volumen de digestor y tiempo .

La D .Q .O . es el mejor parámetro para expresar la canti

dad de materia orgánica, químicamente oxidable, contenida en el

sustrato, pero presenta la desventaja de que no da una idea de

la cantidad de materia que puede ser no biodegradable .



- 103 -

La producción de gas por unidad de volumen de digestor

aumenta al mismo tiempo que la carga volumétrica, hasta un cierto

nivel . Si la carga es baja, la población bacteriana del digestor

reduce su actividad metabólica por la limitación del sustrato,

y la producción de metano también se reduce . Si se aumenta la car-

ga excesivamente, la concentración de ácidos aumenta, y puede para

lizarse la producción de gas .

3 .5 .2 .4.

Contenido en sólidos volátiles en suspen-

sión . Cálculo de la biomasa .

La determinación de la cantidad de biomasa presente

en un determinado material es muy difícil . No existe un método

único, y universal para todos los tipos de fermentaciones, sino

que se han desarrollado una serie de métodos de medida, que son

aplicables según los casos .

Los factores que influyen a la hora de seleccionar

el método adecuado son los siguientes :

- Propiedades de la biomasa : sus características filamentosas

o particuladas, su facilidad de separación del medio de cultivo

y su velocidad de crecimiento .

- Propiedades del medio de cultivo : viscosidad, color, presen-

cia de sólidos o de materia disuelta capaz de reaccionar de la

misma manera que la biomasa en el proceso de medida, y la presen-

cia de productos almacenados en la biomasa .

- Precisión, sensibilidad y rapidez de medida que se necesiten .

Los métodos de medida más utilizados generalmente,

se pueden clasificar en tres grandes categorías :

a) Métodos directos de medida del número de células : recuento

directo al microscopio, recuento por formación de colonias, recuen



- 104 -

to automático de células y el método del "Most Probable Number"

(M .P .N .) .

b)

Métodos directos de medida de la masa celular total : medi-

da de la masa celular seca y húmeda, medida de la turbidez y el

método de medida de la masa celular por centrifugación .

c) Métodos indirectos de medida de la masa celular . Se utilizan

cuando hay un importante contenido en sólidos no celulares, cuando

no se dispone de muestras representativas del contenido de todo

el digestor o cuando no hay un método directo válido . El fundamen-

to de estos métodos es la medida de un nutriente, de un producto

o de un componente celular . La variación o existencia de cualquie-

ra de ellos está relacionada estequiométricamente con la cantidad

de biomasa presente en el digestor .

En los procesos de digestión anaerobia los métodos

más utilizados son los siguientes :

- medida de la actividad de deshidrogenasa .

- medida del factor F420*- medida del DNA .

La medida del factor F420 es un buen indicador de la

concentración de biomasa metanógena presente .

La cantidad de DNA está relacionada con la cantidad

de microorganismos vivos en cualquier circunstancia . Algunos traba

jos han demostrado que el contenido en DNA de los lodos de un di

gestor anaerobio se puede relacionar con el contenido en sólidos

volátiles en suspensión (Hattingh y col ., 1967) .



3 .6 . BIOGAS .

- 105 -

3.6 .1 .

COMPOSICION Y PROPIEDADES DEL BIOGAS .

El biogás producido por digestión anaerobia de resi-

duos orgánicos es una mezcla de gases compuesta principalmente

por metano y dióxido de carbono, con pequeñas cantidades de hidró

geno, nitrógeno, sulfuro de hidrógeno, oxígeno, monóxído de carbo-,

no y amoníaco . El biogás es incoloro, inflamable y quema con una

llama de color azul .

En la Tabla 3 .10 se presenta la composición aproximada

del biogás, así como alguna de las propiedades físicas de sus com-

ponentes .

Teniendo en cuenta que los principales componentes

de los residuos orgánicos y otros materiales aptos para la fermen-

tación metánica son los hidratos de carbono, las grasas y las pro

teínas, y siendo conocida la estequiometría de los procesos elemen

tales que conducen a la formación de metano, es obvia la posibili-

dad de predecir la composición del biogás una vez conocida la com-

posición de la materia prima . Dada la gran variabilidad en cuanto

a la composición de los sustratos susceptibles de ser fermentados

anaerobiamente, en la práctica la composición del biogás es muy

variable .

Una forma aproximada de conocer la cantidad y composi-

ción del biogás es utilizando la fórmula presentada por Buswell

(1952) .



TABLA 3.10 . COMPOSICION DEL BIOGAS Y PROPIEDADES DE SUS COMPONENTES .

BIOGAS

Rango (% vol) 100

CH4

55-80

C02

20-45

SH2

0-0 .1

H2

0-10

N2

0 .5-3

Valor medio (% vol) 100 70 30 0 .1

Contenido eSergético 27 38 -- -- 12(MJ/m )

Rango explosivo 6-12 5-15 -- 4-46 6-71(% V/V aire)

Densidad 1 .09 0 .72 1 .98 1 .54 0 .09(g/1 a 0°°-C y 760 mm Hg)

Peso específico -- 0 .55 1 .52 1 .18 0 .07 0 .97(referido al aire a 20°°-C)

Solubilidad en agua (% a 20°°-C) -- 3 .38 87 .8 258 .2 1 .82 1 .54



- 107 -

3.6 .2.

UTILIZACION DEL BIOGAS .

El biogás no suele licuarse porque resulta desventajo-

so económicamente sino es a gran escala . Normalmente se utiliza

el gas conforme se produce, ya que su almacenamiento ocupa un volu

men muy grande .

El biogás tiene un poder calorífico comprendido entre

20 y 28 MJ/m 3 , siempre inferior al del metano (37 .3 MJ/m 3 ) a causa

de la presencia de gases inertes (dióxido de carbono y otros ga

ses) y del grado de saturación de agua . Puede utilizarse directa-

mente o después de ser sometido a un proceso de purificación que

elimine el C0 2 , SH2 y vapor de agua, y lo transforme en un sustitu

to del gas natural con un 90 - 95% de metano . Cuando se utiliza

únicamente como fuente de calor (calefacción, cocina, bombas de

calor por absorción), se quema en su estado original . Si se dispo-

ne de una instalación previa de gas natural o propano, basta adap-

tar los quemadores a las características del biogás . Por el contra

rio, cuando se destina a la generación de energía eléctrica o mecá

nica, es indispensable su purificación . Hashimoto (1979) en un

estudio en el que compara distintas alternativas para la genera-

ción de energía eléctrica a partir del biogás, afirma que la poten

cia obtenida sin purificación es el 55% de la obtenible con gas

depurado .

La purificación del biogás comprende una etapa de sepa

ración del sulfuro de hidrógeno que puede consistir en una reten-

ción de este gas en un lecho de hidróxido férrico o simplemente

de esponja de hierro ; una segunda etapa de absorción del gas carbó

nico con soluciones de carbonato potásico o de etanolaminas, y

una etapa final de separación de la humedad por simple enfriamien-

to en un serpentín de agua fría y por absorción en una columna

con glicol o un lecho adsorbente .



- 108 -

La utilización del biogás como combustible para la

tracción de vehículos es bastante discutible a causa del enorme

peso de las botellas de gas comprimido : 400 kg para el gas equiva-

lente a 32 litros de gasóleo (Dohne, 1979) .

Sin embargo, su uso en máquinas fijas de combustión

interna, cobra cada día mayor importancia . Ello es debido sobre

todo a que con una utilización conjunta de la potencia y el calor

desarrollados por la máquina, este tipo de instalaciones permiten

un aprovechamiento de hasta un 90% de la energía contenida en el

biogás . Hoy ya existen en el mercado máquinas que utilizan biogás

con potencias comprendidas entre 15 y algunos centenares de kW

(Flors, 1980) .

La potencia desarrollada se utiliza para accionar bom-

bas, compresores, máquinas frigoríficas, molinos, ventiladores,

etc, bien directamente o previa su transformación en energía eléc

trica . Al mismo tiempo el calor recuperado de la refrigeración

de la máquina o de los humos de combustión, se utiliza para obte-

ner agua o aire caliente utilizables en calefacción ambiental,

secado de cosechas, etc . Por término medio 1 m3 de biogás produce

1 .6 - 1 .9 kWh de electricidad y 3 .5 kWh de calor .

Una de las aplicaciones de mayor importancia del bio-

gás es la calefacción de aire mediante bombas de calor . Tomando

como término de comparación el consumo de una caldera que queme

gas, se consiguen ahorros del 35% en sistemas funcionando por ab-

sorción, y del 50% por compresión mecánica .

El que alguna de estas operaciones sean o no interesan

tes dependerá fundamentalmente de la composición y del poder calo-

rífico del biogás obtenido .



- 109 -

La utilización del biogás exige una determinada capaci

dad de almacenamiento que permita absorber tanto las fluctuaciones

de consumo como las de producción . La recogida y almacenamiento

del biogás puede hacerse a baja presión (50 milibares), presión

media (10-20 bar) y alta presión (200-300 bar) . En el primer caso

el gas se almacena en gasómetros, distinguiéndose entre los diver-

sos tipos los que son independientes del digestor (que comunican

con él por medio de una tubería) y los integrados en él formando

su cubierta . Ambos tipos suelen ser de campana rígida o flexible .

Para las instalaciones de tamaño medio (40 a 400 m3 ) el almacena-

miento más económico es el de presión media . La reducción del tama

ño del tanque compensa la necesidad de compresor, y el coste por

m3 almacenado es considerablemente más bajo que en el caso de gasó

metros a baja presión . El almacenamiento a alta presión no parece

atractivo debido a los elevados costes que implica .



C I N E T I C A

D E

L A

D I G E S T 1 0 N

A N A E R 0 B I A



4 .1 .

ETAPAS CONTROLANTES DEL PROCESO.

Como se ha indicado anteriormente, el proceso de fer-

mentación anaerobia de residuos transcurre fundamentalmente a tra-

vés de las siguientes etapas :

a) Una primera etapa hidrolítica y fermentativa que incluye

los procesos de solubilizaci6n o dispersión del sustrato sólido

digerible, los procesos de hidrólisis de las moléculas complejas

a moléculas más simples, y los procesos de fermentación de estos

compuestos a ácidos orgánicos (acético, propi6nico, butírico, lác-

tico, etc), a compuestos neutros (etanol, metanol), a amoníaco,

hidrógeno y dióxido de carbono .

b) Una etapa acetogénica que conduce a la formación de acetato,

dióxido de carbono e hidrógeno .

c) Una etapa metanogénica con formación de metano y dióxido

de carbono .

En la bibliografía se presentan algunos análisis sobre

cual o cuales pueden ser las etapas controlantes del proceso de

fermentación anaerobia .

Kotze y col . (1968) sugieren que la etapa de hidr6li-

solubílización podría ser la controlante en el caso de partí

sólidas debido a la limitada exposición de las superficies

enzimas extracelula-

col ., 1970 ; Ghosh y

sis y

culas

de las moléculas complejas del sólido a los

res . Asimismo otros investigadores (Chan y

Klass, 1974 ; Ghosh y col ., 1974 ; Hobson, 1974) confirman la teoría

sobre la importancia del control cinético de la etapa hidrolítica

en el proceso global .

No obstante otros autores defienden la hipótesis de

que la etapa metanogénica es la limitante . Tal es el caso de McCar



ty (1966), Andrews y col . (1964) y Lawrence y McCarty (1969) en

trabajos de digestión anaerobia de ácidos volátiles . Asimismo

Ghosh y Klass (1978) establecen en un trabajo de digestión de glu-

cosa, lodos de depuradora y celulosa, que la etapa metanogénica

es la controlante .

Posteriormente Ghosh (1984) se inclina por la hipóte-

sis anterior de que la etapa controlante sea la inicial de hidr6li

sis, en experimentos realizados con lodos de depuradora .



4 .2 .

MODELOS CINETICOS .

En este apartado se consideran los siguientes aspectos :

- Crecimiento de microorganismos en reactores discontínuos .

- Modelos cinéticos (que relacionan el crecimiento de mícroorga-

nismos con la concentración de sustrato) .

- Aplicación de los modelos cinéticos .

4.2 .1 .

CRECIMIENTO DE MICROORGANISMOS EN REACTORES

DISCONTINUOS.

En muchas ocasiones el crecimiento de un cultivo de

bacterias puede compararse a una reacción química autocatalítica

de primer orden, es decir que la velocidad de crecimiento de las

bacterias es proporcional al número o masa de bacterias presentes

en ese momento .

La constante de proporcionalidad ~.i es un índice de la

velocidad de crecimiento y se le denomina "velocidad específica

de crecimiento de microorganismos" . Relaciona la velocidad de cre

cimiento de cualquier población celular dada con la cantidad de

esa población, es decir :

d N

d X

d Z= }.i N

ó

= p X

ód t

d t

d tZ (4 .1)

donde N es el número de celulas/ml, X es la masa celular/ml y Z

es la cantidad de cualquier componente celular/ml . Integrando las

ecuaciones anteriores, cuando p es constante, se obtiene la si-

guiente relación lineal entre el logaritmo del número de células

(o cualquier otra magnitud) y el tiempo (Figura 4 .1) :

ln N - ln No= ~l ( t - to )

(4 .2)



log N

N

log No

Tiempo

Figura 4.1 . Relación logarítmica entre el n° de células

y el tiempo .

Tiempo

pendiente= 812,303

Figura 4.2. Relación exponencial entre el n°- de células

y el tiempo .



m0mE"acmv0Ewm0J

Fase delatencia

o bien en forma exponencial (Figura 4 .2) :

N

=

No

e p (

t

-

to) (4.3)

Sin embargo el crecimiento de las poblaciones bacterianas no se desarrolla exponencialmente, ya que puede estar limitadopor otros factores : agotamiento del sustrato o de algunos de losnutrientes disponibles, acumulación de productos tóxicos etc . Portanto la velocidad específica de crecimiento p puede disminuiry el crecimiento llegar a detenerse .

Una curva de crecimiento típica (Figura 4 .3) tieneuna forma sigmoidal y permite diferenciar varias fases que se pre-sentan de forma regular :

- fase de latencia .

- fase exponencial .

- fase estacionaria .

- fase de muerte .

Fase estacionaria

Fase exponencial

Tiempo

Fase de muerte

Figura 4 .3 . Curva de crecimiento de un cultivo bacteriano .



La fase de latencia comprende el período entre la ino-

culación y el momento en que se alcanza la tasa de división máxi-

ma . La duración de esta fase depende esencialmente del cultivo

previo, edad del inóculo y de lo adecuado que sea el medio .

La fase exponencial (también llamada fase logarítmica)

se caracteriza por una tasa de división constante, específica para

cada especie . Esta fase es la más adecuada para estudiar la in-

fluencia de los distintos factores .

En la fase estacionaria las células no continúan su

crecimiento . Como la tasa de crecimiento depende de la concentra-

ción del sustrato, conforme disminuye éste hasta su consumo total

se produce una reducción en la tasa de crecimiento . El paso de

la fase exponencial a la fase estacionaria se puede producir paula

tinamente . En esta fase pueden utilizarse productos de reserva

y degradarse una parte de los ribosomas para la obtención de la

energía necesaria para el mantenimiento celular por lo cual las

células pueden permanecer vivas durante un período bastante largo .

En la fase de muerte se da un crecimiento nulo como

consecuencia del agotamiento de las reservas energéticas . Al igual

que el crecimiento, el proceso de muerte puede ser una función

exponencial del tiempo . La velocidad de muerte de las bacterias

es muy variable y depende tanto del ambiente como del organismo

en concreto .

4 .2 .2 . MODELOS CINÉTICOS .

Los modelos cinéticos encontrados en la revisión bí-

bliográfica, que han sido aplicados a la digestión anaerobia, fun-

damentalmente de lodos, son los siguientes :



en donde

4 .2 .2.1 .

Modelos basados en una cinética de primer

orden .

- lmhoff y Fair (1956) propusieron que la velocidad deproducción de biogás sigue una cinética de primer orden con respecto a la concentración de material orgánico digerible . La ecuaciónpropuesta es la siguiente :

r = velocidad de producción de biogás (m3 CH/s .m 3 )4kp = constante (s-1 )

S = concentración de sustrato (m3

3CH4 equivalente/m)

- Eastman y Ferguson (1981) investigaron la solubiliza-

de carbono orgánico particulado de lodos, durante la fase

y concluyeron que era una

la concentración de sustra

Además establecieron que la ley de

empírica que refleja

microscópicos que se

clon

acidogénica de la digestión anaerobia,

reacción de primer orden con respecto a

to que queda sin reaccionar .

velocidad de primer orden es una expresión

el efecto acumulativo de todos los procesos

desarrollan en el digestor .

- Gujer y Zenhder (1983) presentan un análisis en basea los resultados obtenidos por diferentes investigadores, en dondeadmiten una cinética de primer orden (como la indicada en la ecuación (4 .4) para la degradación de materiales orgánicos particula-

dos . Sin embargo algunos datos experimentales de degradación de

lodos de depuradora no se pueden interpretar satisfactoriamente

mediante esta ecuación tan sencilla .



4 .2 .2 .2 .

Modelo de Monod .

La expresión matemática de este modelo que ha sido

aplicada a numerosos procesos de fermentación es la siguiente :

4 Smax

K + Ss

en donde {1

es la velocidad específica de crecimiento de micro-organismos (tiempo-1 ), y se define como

r

X

siendo

rX la velocidad de formación de microorga-

nismos ((masa)/(volumen)(tiempo)) .

X la concentración de microorganismos

((masa)/(volumen))

S

es la concentración de sustrato ((masa o moles)/(vo

lumen)) .

4 .2 .2 .3 .

Modificaciones al modelo de Monod .

(4 .6)

41max es la velocidad específica máxima de crecimiento

de microorganísmos (tiempo-1 ) .

KSesla llamada constante de saturación o concentra-ción de sustrato a la cual la velocidad específica

de crecimiento es la mitad de la máxima .

Algunos autores (Lawrence y MacCarty, 1969 y 1970 ;

Eastman y Ferguson, 1981 ; Matsumoto, 1981 ; Mosey, 1981 ; Pfeffer,

1981 ; Pavlostathis, 1986 ; Kennedy y col ., 1987), han desarrollado

una expresión modificada del modelo de Monod, al introducir un

coeficiente "b" que representa una constante de mantenimiento (re-



lacionada con el consumo de sustrato para la supervivencia de los

microorganismos) . Por tanto la expresión matemática queda como :

en la que

Ks

~lmax

Pimax

4max S

Ks

K

Otros investigadores introducen la constante b como

un coeficiente de extinción de microorganismos debido a la desapa-

rición de la masa microbiana a través de la lisis celular .

4.2.2.4.

Modelo de Andrews (1969) .

Este modelo se propone cuando aparece un fenómeno de

inhibición por el sustrato . Su expresión matemática es :

( S/S )0

4max

1+ +

S+Ks+

S K .

Ki1

en donde K . es una constante de inhibición .1

4.2.2.5. Modelo de Chen y Hashimoto (1978) .

La expresión matemática de este modelo es la siguiente :

+ ( 1 - K ) ( S/S0 )

K es una constante adimensional .

S es la concentración inicial de0men)) .

S y i1 tienen un significado

te .

Ilmax es la velocidad específica

microorganismos cuando S =

como el

S

S

(4 .9)

sustrato ((masa)/(volu

descrito anteríormen

máxima de crecimiento de

S0



- 120 -

Chen y Hashimoto propusieron esta expresión basándose

en el modelo de Contois que relaciona la velocidad de crecimiento

con la concentración de masa celular y concentración de sustratolimitante (Contois, 1959) . La expresión matemática del modelo de

Contois es :

~lmax S

B X + S

donde B es un parámetro cinético .

X es la concentración de microorganismos .

4 .2 .3 .

APLICACION DE LOS MODELOS CINETICOS .

Para la aplicación de las expresiones cinéticas de

Monod, Contois, Chen y Hashimoto, etc, al diseño de los diferentes

tipos de reactores, se admite que los factores de rendimiento de

microorganismos formados y de producto respecto a sustrato consumi

do, son aproximadamente constantes en el rango de operación consi-

derado .

Por lo general, en la aplicación de estos modelos a

procesos de digestión anaerobia de lodos, la concentración de sus-trato se suele expresar como :

- volumen de CH4 equivalente/volumen de digestor .

- D .Q .O . (mg 02/1) .

- Sólidos volátiles ( g S .V ./1) .

En muchas ocasiones la aplicación de estos modelos

se realiza sobre el proceso global de fermentación . No obstante

algunos trabajos hacen referencia únicamente a la etapa de solubi-

lización y de formación de ácidos volátiles .



En este apartado se va a considerar la aplicación de

los modelos anteriormente expuestos, a reactores continuos de tan-

que agitado y a reactores discontínuos . Dada la complejidad que

se observa en algunos trabajos cuando aplican estos modelos, única

mente se considerarán los aspectos más importantes .

4 .2 .3 .1 .

Reactor contínuo de tanque agitado .

En la Figura 4 .4 se presenta un esquema de un reactorcontinuo de tanque agitado sin recirculación (quimiostato), conla nomenclatura utilizada .

Figura 4 .4

Reactor contínuo de tanque agitado sin recirculación

V = Volumen del reactor .

Q = Caudal volumétrico de entrada = Caudal volumétri

co de salida .

S = Concentración de sustrato de entrada .0= Concentración de sustrato de salida .

X = Concentración de microorganismos .



- 122 -

Las ecuaciones de diseño son las siguientes :

- Balance de componente S

siendo rg la velocidad de desaparición del sustrato (cantidadde sustrato)/(volumen)(tiempo) .

- Balance de microorganismos

de donde

definido como

Q S

-

Q So=

- V rs(4 .11)

X - Q Xo = V rx(4 .12)

siendo rx la velocidad de crecimiento de microorganismos

(cantidad de microorganismos)/(volumen)(tiempo) .

Teniendo en cuenta la definición de la velocidad espe-

cifica de crecimiento dada por la ecuación (4 .6), se puede escri-

bir la ecuación (4 .12) de la siguiente manera :

Q X - Q Xo = V p X

(4.13)

Si Xo = 0 es decir que cuando la concentración de mi-croorganismos presentes en el alimento es muy pequeña, la ecuación(4 .13) se simplifica a :

Q X = V

siendo e el tiempo de residencia en el reactor .

Si se admite que el coeficiente de rendimiento Y vienex

Yx

r_xrs

(4 .15)

(4 .16)



entonces se deduce que

S - S0

- 123 -

Una de las consideraciones importantes a tener en cuenta, es que el caudal no debe ser superior al conocido como "caudal

de lavado" (wash-out), que sucede cuando S = S0 , y ello se debea que la velocidad con que son eliminados los microorganismos por

el flujo contínuo de caudal es superior a la velocidad de creci-miento de éstos .

Con estas relaciones, y teniendo en cuenta los modelos

cinéticos que relacionan p. con la concentración de sustrato, se

pueden determinar las correspondientes ecuaciones de correlación .

De acuerdo con los modelos cinéticos presentados ante-

riormente, las ecuaciones de diseño obtenidas, son las siguientes :

- Para la reacción de primer orden, del balance de

materia del sustrato se deduce que

relación

S0

X(4 .17)

+ kp 0

Yx

En este caso no se considera el concepto de velocidad

específica de crecimiento de microorganismos .

- De acuerdo con la cinética de Monod se deduce la

1

1

K + Ss (4 .19)

S

umax S

cuando X0 = 0 (concentración de microorganismos en el alimento) .



ción anterior se transforma en

1

u0

ó de

r

cuando X = 00

la expresión

cuando X = 00

s

- Si se introduce el factor de extinción "b", la ecua-

- Aplicando el modelo de Chen y Hashimoto , se obtiene

S

S0

ciones correspondientes a varias fases :

de ácidos y formación de metano . En cada

gadores presentan diferentes sistemas de

el carácter secuencial del proceso .

En reactores funcionando en régimen discontínuo (batch

reactor) (Figura 4 .5) las expresiones que

de la integración de la ecuación :

d S

1

d X

d t

Y

d tx

d S

d t

En algunos trabajos se han considerado diversas reac-

solubilización, formación

caso concreto los investí

ecuaciones que consideran

4 .2 .3.2.

Reactor discontínuo.

- 124 -

K

f ( S )

b

(4 .20)

(4 .21)

se obtienen resultan

(4 .22)



son :

donde A

C

t

Figura 4 .5

Reactor discontinuo .

Las expresiones que se obtienen en los siguientes casos

- Para la cinética de primer orden :

donde t es el tiempo de reacción .

1

St -

in 0

(4.23)

+

x So

+

Yx (

So-

S

)

- Para el modelo de Monod :

1

K Y C

K Y S+

s

xin

+

s

x in0

P,max

A 4max

Xo

A 4max

S

(4 .24)



donde

A

=

Xo + x So

- 126 -

- Para el modelo de Contois :

B ( X +Yx S )

CS

1-B

Co

ln

o

+

ln -

A p max

Xo S

4max

Xo

C = Xo + Yx ( S - So )

(4 .25)

También en este casó, la consideración de una secuen-

cia de reacciones, implicaría el utilizar expresiones cinéticas

distintas para cada etapa .

En la Tabla 4 .1 se presentan los valores de diferentes

constantes cínéticas propuestas para el proceso de digestión anae-

robia de residuos orgánicos, fundamentalmente lodos de depuradora .

Se consideran básicamente los parámetros correspondientes a la

etapa de solubilizaci6n e hidrólisis, ya que como se ha indicado

anteriormente, diferentes autores afirman que ésta es la etapa

controlante . Los resultados presentados en esta Memoria, que serán

discutidos posteriormente, confirman esta hipótesis, con algunas

matizaciones .

Pavlostathis y Gossett (1986) han presentado un modelo

un modelo cinético para la digestión anaerobia de lodos biológicos

(lodos activos) . Las etapas consideradas son las siguientes :

SUSTRATO _ SUSTRATOINSOLUBLE

SOLUBLE \

FASECELULA

- MUERTE

+SUSTRATOSOLUBLE -` ACIDOGENICA

FASE-~ FORMACION DE ACIDOS

FORMACION DE METANOMETANOGENICA



AUTOR

Imhoff y Fair(1956)

Pfeffer(1968) - -_

- --

Kaspar- _(1977) --- -

Eastman yFerguson

(1981)

O'Rourke(1968)

O'Rourke(1968)

T A B L A 4 . 1 - S ORGANICOS. DIGESTION ANAEROBIA DE RESIDU CONSTANTES C NÉTICAS

REFERENCIA MATERIAL TIPO DE ETAPA MODELO CONSTANTES TEMPERATURA OBSERVACIONES

donde son REACTOR ESTUDIADA CINÉTICO CINÉTICAS (!C)discutidoslos resultados

Gujer y Zehnder Material Discontínuo Proceso Primer 0 .045d-1 10

(1983) orgánico global Orden 0.060 " 15particulado 0 .084 " 20

0.120 " 250 .160 " 30

Gujer y Zehnder Lodos Continuo Proceso Primer 0.15 d-1 35 Fracción no degra-~

- (1983) - - - - - - - urbanos- Tanque- - - Ag . - - global - - - - Orden- - - - - - 0.077-"- _ - - - I- - - 25- - - - -dada en-SV = 20_%j

Gujer y Zehnder Lodos Discontínuo Proceso Primer 0.29 - 0.32 d-1 33

- (1983)----- . --urbanos----------- global ---- Orden_

Eastman y Ferguson Lodos Continuo Etapa Primer Orden 0.077 35 pH = 5.14

(1981) urbanos Tanque Ag . Acidogénica la solubiliza0.125 35 pH = 5.85

ción del material particul . 0.182 35 pH = 6.67

Para la formaciel modelo depiracíón

n de ácidos a partir delMonod modificado con una

endógena) . -La fase controlante

material soluble se aplicaconstante de crecimiento (res

es la-etapa-de solubilización_

Chen y Hashimoto Lodos Continuo Proceso Chen y 1p = 0 .33 d 35 So = 28 .4 g DQO/1

(1978) urbanos Tanque Ag . global HashimotomK = 0 .26 B =0.227(1CH /g .DQO)

B9=0.350(1CHq/g .SV)

p = 0 .13 d-1 25 So = 28 .4 g DQO/1mK = 0 .34 B =0 .243(1CH /g.DQO

B9 =0 .375(1CH4/g.SV)

p = 0 .114 d1 20 So = 28.4 g DQO/1m

=0.263(ICH 4/g.DQO~K = 1'.03 BB9=0 .406(1CH /g .SV)0 4

Chen y Hashimoto Lodos Contínuo Proceso Chen y = 0 .467 35 So = 28 .4 g DQO/1

(1978) urbanos Tanque Ag . global Hashimotom

K = 1 .06 Frac .no degrad .=32.2 %

p = 0.229 d-1 25 So = 28 .4 g DQO/1m

K = 1 .64 Frac .no degrad .=32 .0 %

p = 0 .163 d1 20 So = 28 .4 g DQO/1m

K = 2 .03 Frac .no degrad.=30 .7 %



T A B L A

4 . 1 . -

DIGESTION

ANAEROBIA

DE

RESIDUOS

ORGANICOS

CONSTANTES

CINÉTICAS ( CONT . )

AUTOR

REFERENCIA

MATERIAL

TIPO DE

ETAPA

MODELO

CONSTANTES

TEMPERATURA OBSERVACIONESdonde son

REACTOR

ESTUDIADA

CINÉTICO

CINÉTICAS

(PC)discutidoslos resultados

Ghosh y Klass

Ghosh y Klass

Lodos

Contínuo

Acidogénica

Monod

p m = 3 .84 d�36 .5

So= 1 .54-2 .67 3(1978)

(1978)

urbanos

Tanque Ag .

(se considera

}( = 26V1

lb SV/d .ft0 g S /(1975)

que la etapa

s

.

(1981)

más lenta es

Y = 0.4

pH = 5.66-5 .86

la metanogénica)

Chynoweth y col . Chynoweth y col .

Lodos

Contínuo

Proceso

Monod

u m= 1 .32 d-1

35(1982)

(1982)

urbanos

Tanque Ag .

global KS = 23 .2 g/1- - - - - - - _ _ _ - - - _ _ _ - - _ _ _ - - - - - _ _ - - - - - _

Elortegui

Elortegui

Lodos

Semicontínuo

Proceso global Contois

(1 = 5 .161 d-1

37

B = 0.283 m3CH /(1987) (1987)

urbanos

m

m soKY = 60 .476

g

(Xo/YSo ) = a = - 0.332

R = 0.483



-12 9 -

Las constantes cinéticas y condiciones de operación

utilizadas en el modelo de Pavlostathis y Gossett se detallan en

la Tabla 4 .2 .

Estos autores concluyen que la hidrólisis de la bioma-

sa muerta y particulada es la etapa lenta del proceso . Con el mode

lo presentado se justifican los valores de producción de gas en

reactores contínuos de mezcla perfecta para tiempos de residencia

mayores de 4 días . Hubiera sido muy interesante que los autores

hubieran discutido el porcentaje de material solubilizado para

tiempos de residencia inferiores a 4 días, ya que ello habría per-

mitido comparar si la cinética de primer orden supuesta para la

reacción de hidrólisis es la correcta .

En la revisión bibliográfica realizada, únicamente

se ha encontrado una serie de trabajos (Verstraete y col ., 1981 ;

Rozzi y Verstraete, 1981 ; De Baere y col ., 1984) donde se conside

ra en el modelo matemático que la velocidad de reacción del sustra

to biodegradable es función del tiempo de residencia del material

particulado . Sin embargo, no se considera que en un proceso de

contacto contínuo, exista una distribución de tiempos de residen-

cia para el sustrato sólido .



- 130 -

TABLA 4 .2 .-

PARAMETROS DEL MODELO DE PAVLOSTATHIS Y GOSSETT.

TIPO DEREACCION PARAMETRO

Hidrólisis

Coeficiente de

DQO entrada (g/1)

Fracción digerible

Coef. de muerte decélulas de} lodoactivo (d )

Primer Orden . . . . hidrólisis (d)

Coef . de extinciónpara formadores deácidos (d )

Fase

: Coef . de rendimientoAcidogénica

: para formadores de

Monod

: ácidos (g DQO biomasa/

modificado . . . . . . g DQO utilizados)

Velocidad máxima decrecimiento de 1microo

. organismos (d )

Coeficiente K(g DQO/1)

Coef . de extinción -1. para metanógenos (d )

Coef . de rendimientoFase '

: para metanógenosMetanogénica

: (g DQO biomasa/g DQOutilizados)Monod

modificado . . . . . . : Velocidad máxima decrecimiento de micr_oorganismos (d 1 )

Coeficiente K(g DQO/1)

s

LODO ACTIVOINTACTO

LODO ENAUTOCLAVE

14 .8 14 .95

0 .558 0 .722

2 .0

0 .15 0 .15

0 .10 0 .10

0 .20 0.20

8 .0 8 .0

0 .045 0 .045

0 .015 0 .015

0 .057 0 .057

6 .2 6 .2

0 .045 0 .045



4.3.

ANALISIS DE LA INFORMACION RECOPILADA.

De acuerdo con la información presentada, se puede

deducir que numerosos investigadores consideran que en el proceso

de digestión de material orgánico particulado, la etapa lenta es

la solubilización . Respecto a ella, se pueden considerar dos gru-

pos de modelos cinéticos :

- Uno de ellos, considera que la digestión del sustrato respon-

de a una cinética de primer orden, independientemente de la concen

tración de microorganismos .

- El otro grupo considera que la velocidad de reacción es pro-

porcional a la concentración de exoenzimas liberados por los micro

organismos, y por tanto se deducen expresiones del tipo Monod o

Contois .

Para poder diferenciar o elegir el tipo de modelo más

adecuado, se requiere disponer de datos experimentales a bajos

tiempos de residencia en un reactor contínuo de tanque agitado .

Un aspecto que debe tenerse en cuenta, es que cuando

un material particulado entra en un R .C .T .A ., existe una distribu-

ción de tiempos de residencia . Unicamente en reacciones de primer

orden, la concentración media de sustrato en un R .C .T .A . es inde-

pendiente del hecho de que el sustrato se encuentre disuelto o

particulado . Para los demás casos se debe considerar la distribu-

ción de tiempos de residencia .

Este hecho es normalmente ignorado en muchas referen-

cias bibliográficas .



E C U A C I O N E S

D E

D I S E Ñ O

E N

F E R M E N T A D 0 R E S

S E M I C 0 N T I N U 0 S .

A P L I C A C I 0 N

A

S U S T R A T O S

S 0 L U B I L I Z A D 0 S

Y

P A R T I C U L A D 0 S



-'133 -

Muchos procesos de fermentación de sustratos sólidos

se realizan en reactores semicontínuos . Este es el caso, por ejem-

plo, de los procesos de digestión anaerobia de una suspensión de

sólidos, que es alimentada al reactor de forma discontínua . En

la bibliografía no se han localizado las ecuaciones de diseño que

corresponden a reactores que funcionen en régimen semicontínuo

con alimentaciones y extracciones periódicas, tanto para sustratos

solubilizados como para sustratos particulados . En este apartado

se presentan las ecuaciones correspondientes para reactores semi-

contínuos, en diferentes casos, una vez alcanzado el régimen cuasi

estacionario (consumo de sustrato constante entre alimentaciones

y extracciones periódicas), y teniendo en cuenta que las partícu-

las de sustrato sólido mantienen una identidad dentro del reactor

hasta su consumo total .

Como se ha indicado anteriormente, la fermentación

anaerobia de residuos orgánicos transcurre principalmente a través

de las siguientes etapas :

a) Una primera etapa hidrolítica y fermentativa con procesos

de solubilización o dispersión de la materia orgánica particulada,

hidrólisis de polímeros que dan lugar a moléculas más pequeñas,

y procesos fermentativos que conducen a la formación de ácidos

orgánicos (acético, propiónico, butírico, valérico, láctico, etc),

de compuestos neutros (etanol, metanol) y gases (NH3 , H 2 , C0 2 ) .

b) Una segunda etapa acetogénica que conduce a la formación

de acetato, C02 , H2 .

c) Una etapa metanogénica con formación de CH4 y C02 .

Por lo que se refiere a la digestión anaerobia de mate

ria particulada, algunos investigadores han deducido que la etapa

inicial de solubilización es la más lenta, y por tanto son las

reacciones que tienen lugar en ella, las que controlan el proceso

global .



- 134 -

Kotze y col . (1968) indicaron que la materia orgánica

compleja se hidroliza lentamente por la pequeña superficie capaz

ae soportar el ataque enzimático . Eastman y Fergusson (1981) dedu

jeron que la etapa limitante para la conversión de residuos sóli-

dos en productos de fermentación en la fase ácida de la digestión,

es la hidrólisis de las partículas solubilizadas de los sustratos .

Pavlostathis y Gosset (1986) han considerado que la hidrólisis

del lodo biológico es la etapa más lenta y controla cinéticamente

el proceso global . Hobson (1983) indica que la degradación anaero-

bia de los sólidos orgánicos de residuos de granja es la etapa

limitante del proceso global . De Baere y col . (1984) han desarro-

llado un modelo cinético en donde los mecanismos biológicos pare-

cen ser los limitantes en la capacidad de degradar la materia orga

nica compleja, y donde especialmente, la solubilización de la mate

ría orgánica particulada aparece como la etapa limitante del proce

so .

En otros trabajos se propone que la metanización de

los ácidos volátiles puede ser la etapa limitante del proceso glo-

bal (Lawrence y McCarty, 1969 ; Ghosh y col . 1978 ; Ghosh y Klass

1978 ; Kaspar y Whurmann, 1978) .

Diferentes modelos cinéticós se han considerado para

la solubilización de los sustratos sólidos particulados : Pavlosta-

this y Gosset (1986) consideran una reacción de primer orden para

la solubilización de las células muertas en la digestión anaerobia

de lodos biológicos . Eastman y Fergusson (1981) han propuesto que

la reacción de solubilización para la acidificación de lodos prima

rios es de primer orden . Gujer y Zehnder (1983), estudiando la

digestión anaerobia de diferentes residuos orgánicos, han obtenido

los valores de las constantes cinéticas para la reacción de primer

orden .

Por otro lado, el modelo de Monod también se ha utili-

zado para discutir y correlacionar datos, utilizando el concepto

de velocidad específica de crecimiento (Ghosh y Klass, 1978 ; East-



cia y que presentan una pequeña

cuencia, éste es un detalle que

mente .

- 135 -

man y Fergusson, 1981 ; Mosey, 1981 ; Pfeffer, 1981 ; Pavlostathisy Gosset, 1986 ; Kennedy y col ., 1987) . Chen y Hashimoto (1978,1980) y Hashimoto (1982, 1984) han deducido el valor de los parámetros cinéticos con su modelo propuesto, para diferentes resultadosexperimentales . El modelo de Chen y Hashimoto, basado en la ecua-ción de Contois, se puede expresar como :

CA

CAom

CAK+ (1-K)

CAo

11m= velocidad específica

nismos .

(CA/CAo) = fracción de materia orgánica

K = parámetro cinético .

degradable) .

donde 11 = velocidad específica de crecimiento de microorganismos .

máxima de crecimiento de microorga

Es fácil comprobar que para una determinada concentra-

inicial de sustrato, los parámetros del modelo de Monod seción

pueden correlacionar con los parámetros de la ecuación propuesta

por Chen y Hashimoto, cuando el valor de la constante K < 1 .

Cuando el sustrato está particulado, y la etapa más

la solubilizaci6n, las expresiones cinéticas que se dedu-

los sistemas homogéneos en fermentadores contínuos (qui-

lenta es

cen para

miostato, reactores contínuos de tanque agitado, reactores semicon

tínuos, etc) no pueden ser aplicadas . Esto se debe a que hay untiempo de residencia para la distribución de la materia particula-

da . Hay partículas que permanecen largos períodos de tiempo dentro

del fermentador y por tanto el sustrato se ha solubilizado amplia-

mente . Por otra parte hay partículas con cortos tiempos de residen

conversión del sustrato . En conse-

hay que tener en cuenta necesaria-



Los reactores semicontínuos con sucesivas cargas y

extracciones periódicas, se utilizan frecuentemente en las plantas

de tratamiento de aguas residuales . En este capítulo se muestra

que la formación de productos y la degradación de los sustratos

puede ser mayor en fermentadores semicontínuos que las obtenidas

en reactores contínuos de tanque agitado .

1986) .

- 136 -

Los reactores semicontínuos se han utilizado por parte

de diferentes investigadores a escala de laboratorio, para deducir

la relación que existe entre la degradación de sustratos y la for

mación de productos (Hashimoto y col ., 1981, 1982 ; Jain y Kumar,

Sin embargo no se han encontrado las expresiones finales

correspondientes a los reactores semicontínuos en estado cuasi-

estacionario . En este capítulo se presentan las ecuaciones de díse

ño para fermentadores semicontínuos, que posteriormente se utiliza

rán para correlacionar los resultados experimentales obtenidos .



5 .1 .

FUNDAMENTOS DEL REACTOR SEMICONTINUO .

Las diferentes etapas de un reactor semicontínuo se

indican en la Figura 5 .1 .

En la etapa de adición se introduce en el reactor un

volumen Vo . La mezcla se agita instantáneamente y comienza la reac

ción, que transcurre durante un tiempo tr . Seguidamente un volumen

Vo se separa del reactor en la etapa de extracción . El medio reac-

tante se agita con una nueva porción de alimento en el ciclo si-

guiente ; después de varios ciclos, la concentración CAf en el volu

men extraído puede alcanzar un valor constante . Bajo estas condi-

ciones, el sistema alcanza un estado cuasi-estacionario, y la con-

centración CAin (al comienzo de la reacción) es igual :

Considerando un reactor discontínuo :

tr

CAin -

CAo + R CAf

(5.2)R + 1

CAin

CAf

- 137 -

CAo + R CAF

d CA

rA

(5 .3)

El tiempo de residencia medio de la mezcla en el siste

ma, se puede calcular de la manera siguiente : cuando un volumen

V0 se alimenta al reactor,

una fracción 1/(l+R)

de este volumen,

abandona el sistema después de un tiempo tr . En el reactor permane

ce una fracción R/(l+R) del volumen Vo alimentado . Después de un

nuevo período

de

tiempo

tr ,

una fracción 1/(1+R)

de la fracción



ETAPA DE

ADICION

T0

RV

CAF

(R+1 ) V

IN

a CAF

FIGURA 5 .1

ETAPAS DE UN REACTOR SEMICONTINUO .

ETAPA DE

REACCION

ETAPA DE

EXTRACCION

( R+1 ) V

wWi

CAF



- 139 -

residente R/(1+R) abandona el sistema . Consecuentemente, la frac-

ción (R/(1+R))(1/(1+R)) permanece en el interior del sistema duran

te un período de tiempo 2 tr . De la misma manera, se puede deducir

que la fracción (R/(1+R))2(1/(l+R)) queda en el interior del siste

ma después de un período de tiempo 3 tr . En consecuencia, el tiem-

po de residencia de la mezcla dentro del sistema es :

1

R

1

Rp =

t + (

)

2 t + (

)1 + R

r

1 + R

1 + R

r

1 + R

2

+ . . . . . . .

tr ( R + 1 )

(5.4)

De las ecuaciones (5 .3) y (5 .4) :

CAo + R CAf

d CA

rA

(5 .5)

La ecuación (5 .5) es idéntica a la que se obtiene para

un reactor tubular con recirculación (Levenspiel, 1979) . Esto sig-

nifica que algunas de las consideraciones hechas para un tipo de

reactor son también válidas para el otro . La simulación del compor

tamiento dinámico de un reactor semicontínuo y la estabilidad en

el estado estacionario se puede observar en algunos trabajos (Ausi

kaitis y Engel, 1974 ; Svobodova y col ., 1983 ; Zubickova y col .,

1987) .



5.2 .

PROCESO DE REACCION .

- 140 -

El proceso de fermentación se puede escribir como :

sustrato A + células

productos + nuevas células

Se considera que el consumo de sustrato debido al pro-

ceso de mantenimiento interno para la supervivencia de los micro-

organismos, tiene muy poca influencia en la fermentación, por lo

que se puede considerar despreciable frente al consumo de sustrato

para la obtención de productos y nueva biomasa .

Si

CA es

la

concentración

de

sustrato A

(kg/m3 ),

Cx3

es la concentración de microorganismos (kg/m) y C es la concen-p

tración de productos

(kg/m3 ),

se consideran los rendimientos Yx(kg de microorganismos generados por kg de sustrato A consumido),

e Yp ( kg de producto formado por kg de sustrato A consumido),

entonces se puede deducir para cualquier tipo de fermentador :

CxC xo

-

Yx ( CAo - CA )

(5.6)

C

- C

=

Y

( C

- C )

(5.7)p po p Ao A

donde CAo, Cxo y Cpo son las concentraciones iniciales de sustra-

to, células y productos respectivamente en el alimento que se in-

troduce al reactor .

De las ecuaciones (5 .6) y (5 .7) se deduce que :

YxC

- C

=

( C - C

)

(5 .8)Yp

A continuación se discuten algunos casos para reacto-

res semicontínuos, considerando diferentes expresiones cinéticas

y el estado físico del sustrato : solubilizado o particulado . Estos

casos son los siguientes :



I) Sustrato solubilizado . La velocidad de reacción es proporcio-

nal a la concentración de sustrato .

II) Sustrato particulado . La velocidad de reacción es proporcio-

nal a la cantidad de sustrato que hay en cada partícula .

III) Sustrato solubilizado . La velocidad de reacción sigue el

modelo de Chen y Hashimoto .

IV) Sustrato particulado . La velocidad de reacción solamente

es proporcional a la concentración de microorganismos .

V) Sustrato particulado . La velocidad de reacción es proporcio-

nal a la concentración de microorganismos y a la cantidad

de sustrato presente en cada partícula .



5 .3 . SUSTRATO SOLUBILIZADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL

A LA CONCENTRACION DE SUSTRATO .

La

velocidad

de

reacción

del

sustrato rA ,

se puede

expresar como :

donde CA es la concentración de sustrato .

XA = 1

Sustituyendo la ecuación (5 .9) en la ecuación (5 .5) :

CAo + R CAf

CAf

para 0 > tr

rA=

- k ,CA(5 .9)

d CAR+1

CAo + R CAf0 = tr (R+1) = (R+1)

-

ln

(5.10)k CAk

(l+R) CAf

De las ecuaciones (5 .10) y (5 .4), el grado de conver-

sión del sustrato, XA , es el siguiente :

0

- 142 -

CAf

tr

(5.11)

CAo C 0- (

- 1 ) exp ( - k t

Para pequeños valores de k tr (comportamiento del reac

tor semicontínuo próximo al reactor contínuo de tanque agitado),

la variación de XA viene dada por la ecuación :

k 0

k 0 + 1

1 - exp ( - k tr ) )



- 143 -

La ecuación (5 .12) se puede obtener de la ecuación

(5 .11), cuando k tr tiende a cero, o a partir de un balance aplica

do a un reactor contínuo de tanque agitado .



5 .4 . SUSTRATO PARTICULADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL

A LA CANTIDAD DE SUSTRATO QUE HAY EN CADA PARTICULA.

un sustrato particulado, en el que

que de los enzimas hidroliticos es

sustrato que queda sin reaccionar .

Para una partícula determinada, la velocidad de reac-

ción del sustrato por unidad de tiempo y por partícula, (rA ) p ,

se puede expresar como :

donde Mp es la cantidad de sustrato sin reaccionar, y

k es la correspondiente constante cinética .

En consecuencia, para una partícula que permanezca

interior del fermentador un tiempo t*, se deduce queen el

do de conversión (XA ) p es :

Este es el caso que corresponde cuando se trata de

la superficie expuesta al ata-

proporcional a la cantidad de

- 144 -

Mpo

d MP

d t

donde Mpo es la cantidad de sustrato

- k MP

exp ( - k t* )

(5 .13)

su gra-

(5 .14)

inicial que hay en la partícu

De acuerdo con la ecuación (5 .14), la conversión no

sustrato,

MPo

,

que

puededepende de la cantidad inicial de

diferente para cada partícula .

ser

De acuerdo con la demostración de la ecuación (5 .4),

una fracción 1/(1+R) de las partículas alimentadas al fermentador,

permanecen un tiempo tr en el interior ; una fracción (R/(1+R)) .

.(1/(1+R)) para un tiempo 2 tr , y así sucesivamente . La conversión

media XA de las partículas se puede calcular como :



- 145 -

_ 1

R 1XA =

( 1 - exp (-ktr ))+

( 1- exp(-2ktr )) +1 + R

l+R l+R

1 R 1

1

R 1_ -- + -

+

-(

exp(-ktr» +

exp(-2ktr ) + . . . .)1+R

l+R l+R

" . " l+R

l+R l+R

1 + R

1 + R

exp(-ktr)

exp(-kt)rR

1+R

R1 -

exp(-ktr)1 + R

Teniendo en cuenta la ecuación (5 .4), la ecuación

(5 .15) queda :

0

tr

( 1 - exp ( - k tr ) )

1+R-Rexp(-ktr )

1 ) exp ( - k tr )

(5 .15)

La ecuación (5 .16) es similar a la ecuación (5.11) .

La única diferencia está en el grado de conversión . La ecuación

(5 .11) se puede aplicar cuando el sustrato está solubilizado y

la conversión se refiere al sustrato sin hacer ninguna distinción .

La ecuación (5 .16) se puede aplicar a sustratos particulados y

XA es la conversión media . En este último caso hay partículas con

diferente conversión . Por tanto el valor medio es igual al que

se obtendría si el sustrato particulado estuviera solubilizado,

y la constante cinética k tomara el mismo valor .



5.5. SUSTRATO SOLUBILIZADO . VELOCIDAD DE REACCION DE ACUERDO

CON EL MODELO DE CHELA Y HASHIMOTO .

Algunos modelos cinéticos aplicados a los procesos

de fermentación, utilizan el concepto de velocidad específica de

crecimiento de microorganismos p , que es igual a :

rX

CX

- 146 -

(5 .17)

donde rX es la velocidad de reacción correspondiente a la genera-

ción de microorganismos .

puede escribir como :

Para un reactor discontínuo, la ecuación (5 .17) se

uCXd t

(5.18)

Para un reactor contínuo, rX se puede obtener del co-

rrespondiente balance de materia aplicado al fermentador .

La velocidad específica de crecimiento de microorganis

mos se puede relacionar con la concentración de sustrato CA . Una

de las expresiones más utilizadas es el modelo de Chen y Hashimoto :

m

CA

CA

Para cualquier tipo de reactor (contínuo o discontí-

nuo), la relación entre las velocidades de reacción, se puede es-

cribir como :



- 147 -

A partir de las ecuaciones (5 .6), (5 .19) y (5 .20),

si se considera que Cxo = 0, es decir que la concentración de mi-

croorganismos en el alimento es nula, se obtiene :

u( Y

X ( CAo-

CAf ) ) -

CAf

CAo

mCAf

CAo

(5 .20)

K + (1-K) CAf

CAo

(5.21)

Sustituyendo la ecuación (5 .21) en la ecuación (5 .5),

e integrando, se obtiene que :

R + 1

CAotr4m = ln

+ K ln

(5.22)

R

( R + 1 ) CAf

A partir de la ecuación (5 .22), el grado de conversión

del sustrato XA , se puede expresar como :

1X

_ 1 - CAf - 1 -ACAo

R exp

(Il m tr

)

1/K(

)

( R + 1 ) - R

(5 .23)

La condición de pérdida de todas las células en el

estado cuasi-estacionario (término "washout"), ocurre cuando CA/CAoes igual a 1, y en este caso a partir de la ecuación (5 .23) se de-

duce que :



- 148 -

R + 1trln

(5.24)R

Para obtener la formación de células o productos (valo

res de CAf/CAo < 1), se debe cumplir la siguiente relación :

R + 1tr ~ . m

>

ln

(5.25)R

Si se especifica R, entonces :

tr

Si se especifica tr , entonces :

(5 .26)

1R >

(( exp (p m tr ) ) - 11

(5.27)

Cuando tr tiende a cero (comportamiento del fermenta-

dor semicontínuo como un reactor continuo de tanque agitado), se

obtiene a partir de la ecuación (5 .23) cuando R tiende a infinito,

o bien de un balance de materia aplicado al reactor contínuo de

tanque agitado, la ecuación siguiente :

X - 1 - CAf = 1 -

..

K^

.,

(5.28)A



5.6.

SUSTRATO PARTICULADO. VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL

SOLO A LA CONCENTRACION DE MICROORGANISMOS .

En este caso la velocidad de consumo de sustrato en

una partícula es proporcional a la concentración de microorganis-

mos, y no depende de la cantidad de sustrato . La velocidad de reacción es nula cuando el sustrato se ha consumido .

Este caso puede ocurrir cuando la masa de sustrato

se distribuye en capas o láminas del mismo espesor . Estas capas

se puede fijar sobre materia inerte en las particulas . La veloci

dad de reacción se considera proporcional a la concentración de

microorganismos ya que éstos segregan los enzimas hidrolíticos

que atacan la superficie del sustrato . Si el espesor de todas las

capas de sustrato es constante, la masa de sustrato por unidad

de superficie expuesta a la acción enzimática es también constan-

te . Bajo estas suposiciones, la velocidad de reacción rP

de una

partícula por unidad de tiempo y por unidad de superficie, se pue-

de expresar como :

rP

- 149 -

d M

donde Mp es la masa de sustrato por unidad de superficie, y

k es el producto de otros dos parámetros :

a) la constante cinética correspondiente a la reacción`,

entre la concentración de enzimas y la unidad de super

ficie, y

b) la relación entre la concentración de microorganismos

y la concentración de enzimas en el interior del fer-

mentador .

La concentración de células CX , de acuerdo con el ba-

lance de materias aplicado al reactor semicontínuo, varía entre



(5 .29), se deduce que :

Mp

- 150 -

eXín' que es igual a (R/(R+1))CXf1 y CXf . Integrando la ecuación

Mpo

-

k

)

CX d t

(5.30)

0

donde po es la masa inicial de sustrato por unidad de superficie

t

es el tiempo de residencia de la particula considerada

en el interior del fermentador .

El grado de conversión (XA ) p para una partícula es :

M

- M

(XA)P-

Po # p

(5.31)Mpo

Cuando Mp = 0

y (XA ) p = 1 , entonces rp es nula .

A continuación se discuten algunos casos para diferen

tes valores del grado de conversión, para obtener una ecuación

general .

5.6 .1 .

Grado de conversión igual a 1 para todas las

partículas .

En este caso, para un fermentador semicontínuo, des-

pués de la etapa de reacción, el grado de conversión es igual a

1 para todas las partículas . Por tanto el sustrato contenido en

las partículas que se han introducido en la última adición, reac-

ciona hasta su consumo . En consecuencia :

Mpo

=

k '

CX d t

(5.32)



La variación de CX entre CXin (que es igual a CXfR/(R+1))

y CXf para la etapa de reacción, sigue una ley exponencial como

se presenta a continuación . Si se considera la etapa de reacción,

se puede escribir :

d C

d C

1

d MX = Y ( -

A) = Y n

( -

p ) Sd t

X

d t

X o R + 1

d t

CXf

A partir dé las ecuaciones (5 .29) y (5 .33)

CXf

(5 .33)

donde no/(R+1) es la concentración de partículas introducidas en

el reactor en la última adición .

(no es la concentración total de partículas : número

de partículas por unidad de volumen del fermentador)

S*es la superficie total de todas las partículas .

de

1

d tX

YX no R + 1k CX S*

(5.34)

Integrando la ecuación (5 .34), y teniendo en cuenta

que CX varía entre CXin ( que es igual a CXf R/(R+1) ) y CXf , para

un período tr , se deduce que :

S*d CX= Y n

k

dt

(5.35)

CX

X o R + 1

Se puede observar que la variación de CX entre los

correspondientes límites, sigue una ley exponencial . Integrando

la ecuación (5 .35)



ln

- 152 -

S*yX no k

tr(5 .36)R + 1

El producto YX no k S representa la velocidad específi

ca de crecimiento de microorganismos que se puede observar en un

fermentador discontínuo . Esto se deduce a continuación :

En un reactor discontínuo, considerando que todas las

partículas experimentan el mismo proceso, y teniendo en cuenta

la relación que existe entre el consumo de sustrato y la formación

de microorganismos, a partir de la ecuación (5 .29) :

Utilizando el concepto de p que se ha presentado en

la ecuación (5 .37), la ecuación (5 .36) se puede escribir como :

RR

11n

=

Pi

t

=

~.t(

1

-

)

tR + 1

R + 1

r

R + 1

r

(5.38)

5 .6 .2 .

Grado de conversión igual a 0.5 para todas las par-

tículas introducidas en la última adición.

En este caso se considera que todas las partículas

introducidas en la última adición, tienen una conversión igual

a 0 .5, y que las partículas que estaban dentro del reactor durante

un tiempo 2 tr o superior, tienen por lo tanto un grado de conver-

sión igual a 1 .

1 d CX 1 d CA yX d M- y -

Xno

p S* _CX d t CX d t CX d X

1yX no k CX S* = yX no k S* (5 .37)

CX



Considerando las partículas introducidas en la última

adición, se puede escribir que :

queda como :

ln

k

( tr

/0

- 153 -

CX d t

=

Mpo / 2

(5.39)

Teniendo en cuenta que los sustratos de las partículas

correspondientes a las dos últimas adiciones, ya se han degradado,

la variación de CX se puede determinar por la expresión :

d C

d C

1

1

RX

= YX ( -

A ) _ YX no (

+

) .d t

d t

R + 1

R + 1

R + 1

d M

R(

-

p

)

S

=

YXn o(

(

1

-

(

)2

)

)

k

CXS*d t

R + 1

Teniendo en cuenta que ~i = YX no k S*la ecuación (5 .40)

d CXR) ) CX(5 .41)

d t

R + 1

Integrando la ecuación (5 .41) entre los límites :

t = 0

t = ty

r

se deduce que :CXin = CXf (R/(R+1»

CXf

R(

1

-

(

)2

)

tr(5 .42)R + 1

Por otro lado, se se reagrupa la ecuación (5 .41)

(5 .40)

Rd

CX=

~.

(

1

-

(

)2

)

CXd

t

(5.43)R + 1



Integrando la ecuación (5 .43) entre los limites corres

pondientes a la etapa de reacción :

queda :

1 - (

(R/(R+1))

, o

d CX=

- 154 -

R

Teniendo en cuenta la ecuación (5 .39), la ecuación (5 .44)

CXf ( 1

)2 ) MPoR + 1

R + 1

2 k

A partir de la relación que hay entre la formación

de microorganismos y la degradación de sustrato, en el caso de

que no hay microorganismos en el alimento,

CXf

=

yX ( CAo - CA )

-

yX CAo XA

(5.46)

donde XA es la conversión media del sustrato .

Teniendo en cuenta que,

CAo

CX d t

(5.44)

(5 .45)

n M S*

(5.47)o po

se deduce a partir de las ecuaciones (5 .45), (5 .46) y (5 .47), que

_ 1

R

My

no MpoXAS * _

( 1 - (

)2 )

PoX

R + 1

R + 1

2 k

(5.48)

Reordenando la ecuación (5 .48), y teniendo en cuenta

la ecuación (5 .37)

_

1

RXA=

- ( R + 1 ) ( 1 - (

)2 )

(5.49)2

R + 1



XA

5.6 .3 .

Otros casos .

Si el proceso numérico se repite n tr veces, las expre

siones que se deducen son las siguientes :

R + 1

RIn

=

(

1

-

(

)n

)

tr(5 .50)R

R + 1

_

1

RXA--( R + 1 ) ( 1 - (

)n )

(5.51)

A partir de las ecuaciones (5 .50) y (5 .51)

R- ( in

) 2 )

_

( R + 1 )

R + 1XA =

(5.52)tr

1 R+1In ( 1 -

In

)N, trR

La ecuación (5 .52) es la ecuación de diseño deducida

para un reactor semicontínuo en el caso considerado . Teniendo en

cuenta que t- =E)/( R + 1 ), la ecuación (5 .52) se puede escribir :

R(

R

+

1

) 2

(

-

(

in

) 2

)R + 1

1

Rp In ( 1 -

( R + 1 ) In (

)R + 1

- 155 -

~l tr

tr

(5 .53)



- 156 -

El límite de la expresión cuando R tiende a infinito,

o tr tiende a cero, coincide con la ecuación correspondiente para

un reactor contínuo de tanque agitado . Esta ecuación es :



5.7 . SUSTRATO PARTICULADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL

A LA CONCENTRACION DE MICROORGANISMOS Y A LA CANTIDAD DE

SUSTRATO QUE HAY EN CADA PARTICULA .

En este caso la velocidad de consumo de sustrato en

cada partícula, se considera directamente proporcional a la concen

traci6n de microorganismos y a la cantidad de sustrato no degrada-

do que queda en cada partícula .

Este caso corresponde a áquel en el que el material

particulado es muy poroso, y la superficie expuesta a la adsorción

de los enzimas hídrolitícos es directamente proporcional a la can-

tidad de sustrato que queda sin reaccionar .

Por tanto, la velocidad de reacción del sustrato para

una partícula, rP

, se puede expresar en función de la masa de sus-

trato no degradado, Mp , según la ecuación :

rP

d MP

Para todas las partículas que permanecen en el inte-

rior del digestor durante el mismo período, se puede escribir que :

d MPi

d t

- 157 -

d t

con el mismo tiempo de residencia .

k CX Mp(5 .55)

k CX Mp i

(5.56)

donde MPi

es

la

masa media de

sustrato,

de todas

las partículas

La concentración de sustrato, CA , en un fermentador

discontinuo para la etapa de reacción de un reactor semicontínuo,

se puede expresar como



- 158 -

1 _

1 RCA = noM

+

M

+

(

) MR+ 1 p 1

R+1 R+1 p 2

R+1

R+1

p3

1

R

_+ . . . +

(

) 1-1 M

(5.57)R+1 R+1 p i

donde M

es la masa media de sustrato, de todas las partículasPi con el mismo tiempo de residencia .

El número de partículas cuya masa media es igual a

M

es igual a n ( (1/(R+1))(R/(R+1))i-1 ) .

Diferenciando la ecuación (5 .57) :

d CA1

dp1

1

R

dMp2

d t

o R + 1

d t

R + 1

R + 1

d t

+

(

) ( -

) + . . . . +R + 1

R + 1

d t

d M

+ (

1

) (

R

pi)

(5.58)R + 1

R + 1

d t

Teniendo en cuenta la ecuación (5 .56), la ecuación (5 .58) queda :

d CA1

-

1

R

_- n

k C M

+

(

) k C M

+d t

o R + 1

X pl

R + 1

R + 1

Xp2

+

1

(

R

_) 2 k C M

+ . . . +

1

(

R

) 1-1 k C MR + 1

R + 1

X p3

R + 1

R + 1

X pi

(5 .59)

A partir de las ecuaciones (5 .57) y (5 .59), se obtiene :



~lm

~l m

d CA

d t

CX

- 159 -

d CA1

_

1

R

_= n k C

M

+

M

+dt

o X R+1 p l

R+1 R+1 p2

+

(

) M + . . . +

(

)

M

=R+1

R+1

p3

R+1

R+ 1

pi

= no k CX CA(5 .60)

La velocidad específica máxima de crecimiento, que

se puede observar en un fermentador discontínuo con una pequeña

cantidad de microorganismos, se puede expresar como :

rXYX(

- rAo

)

YX(

-

d

CA/

d

t

) o

donde (- d CA / d t )v es la velocidad de reacción para la concen-

tración inicial CAo'

De las ecuaciones (5 .59) y (5 .60), se obtiene :

YX no k CAo CX

De las ecuaciones (5 .60) y (5 .62) :

~l m

YX CAo

(5 .61)

= YX no k CAo

(5.62)

Teniendo en cuenta la relación que hay entre el consu-

mo de sustrato y la formación de microorganismos, si no hay micro-

organismos en el alimento, la ecuación (5 .63) se puede escribir

como :

d CA-

m

CAYX ( CAo

CA )

m

CA ( CAo - CA )d t

YX CAo

CAo

(5 .64)



CAf

CAf + CAo

se obtiene :

- 160 -

Integrando la ecuación (5.63) entre los correspondientes límites :

d

CA

P. m

CA ( CAo - CA )

CAo

í tp

0

R + 1

R + 10 m

=

tp ( R + 1 )

=

ln

(5.66)

m R

Esta ecuación es equivalente a la obtenida con el mode

lo de Chen y Hashimoto cuando el parámetro K = 1 .



5 .8 .

ANALISIS GLOBAL .

En la Figura 5 .2 se muestra la variación de XA frente

al tiempo para tres casos :

a) Sustrato solubilizado o particulado cuando la constante cinéti-

ca k = Ó .15 días-1 y tr=1 día . (ec . 5 .llo 5 .16)

b) Sustrato particulado cuando la velocidad específica de creci-

miento p = 0 .25 días-1 y tr = 1 día, para el caso de sustratos

en capas del mismo espesor . (ec, 5 .53)

c) Sustrato particulado cuando la velocidad específica máxima de

crecimiento 4, m = 0 .25 días-1 y tr = 1 día, para el caso de

partículas de sustrato poroso, en las que la superficie expues

ta al ataque enzimático es proporcional a la cantidad de sustra

to no degradado . (ec . 5 .66) .

Los valores de los parámetros cinéticos seleccionados

para esta comparación, han sido los propuestos o calculados por

diferentes investigadores, a 30 - 35°C, para el correspondiente

modelo cinético .

De la Figura 5 .2 se deduce que son necesarios resulta-

dos experimentales a lo largo de todo el intervalo de tiempos de

residencia (valores bajos,

intermedios y altos)

para` elegir el

modelo cinético apropiado . De los datos obtenidos para valores

bajos del tiempo de residencia, se puede elegir el modelo preciso

para la reacción global de primer orden o para la reacción autoca-

talítica como consecuencia de la multiplicación de los microorga-

nismos . Para valores elevados del tiempo de residencia, y máxima

formación de productos o degradación de sustrato, se puede elegir

el modelo adecuado entre el caso b ( rp = k CX ) o el caso c

( rp = k CX Mp ) . Con un fermentador discontinuo se puede obtener

la máxima formación de productos o degradación de sustrato para

un material con una fracción inerte .



-162-

El análisis presentado en este capítulo, se ha aplica-do a los resultados de un digestor semicontínuo con un tiempo dereacción de 1 día . Este período de tiempo es el que se ha empleado

en los experimentos realizados, que se presentan y discuten enel capítulo de resultados experimentales de esta Memoria . No obs-tante se puede considerar una discusión similar para otros valores

de tr y para otros modelos cinéticos .

Se puede comprobar también que con reactores semicontínuos se pueden obtener rendimientos de productos por unidad devolumen de reacción mayores que en reactores de mezcla perfecta .



0 .8

0 .6

0 .4

0 .2

0

- 163 -

5 10 15 20 25

tiempo de residencia ( dias )

Figura 5 .2 . Variación del grado de conversión con el tiempo

de residencia.



O B J E T O

Y

A L C A N C E

D E

L A

P R E S E N T E

I N V E S T 1 6 A C 1 0 N



- 165 -

6 .

OBJETO Y ALCANCE DE LA PRESENTE INVESTIGACION.

En la ciudad de Alicante, en Octubre de 1981, entró en

funcionamiento una planta depuradora de aguas residuales urbanas,

con una producción aproximada de 12 t/día de lodos y posterior

digestión anaerobia de los mismos .

Los primeros experimentos de fermentación anaerobia

que se realizaron en reactores discontínuos, mostraron que la pro-

ducción de metano pasaba por una serie de ciclos alternativos .

Dado que en la bibliografía no se encontraron referencias que ex-

plicaran estos ciclos, se planificó una investigación cuyo primer

objetivo era la justificación de los mismos .

Como consecuencia de la revisión bibliográfica realiza

da, se observó que existían discrepancias sobre la etapa controlan

te del proceso . En algunas referencias se proponía que la etapa

más lenta era la solubilizaci6n del material particulado, mientras

que en otras se apuntaba la posibilidad de que fuera la degrada-

ción de los ácidos volátiles . Por tanto, otro de los objetivos

marcados ha sido delucidar cual es la etapa controlante en el pro-

ceso de digestión de los lodos estudiados .

Tampoco se han localizado ni las ecuaciones de diseño

correspondientes a fermentadores funcionando en régimen semicontí-

aplicación de modelos cinéticos a sustratos particula-

debe tenerse en cuenta la función de distribución de

residencia, por lo que ha habido que deducirlas para

nuo, ni la

dos, donde

tiempos de

poder calcular los correspondientes parámetros cinéticos .

Por otra parte, en la bibliografía se pueden localizar

diferentes modelos cinéticos, que consideran algunas de las etapas

de reacción o bien el proceso global, de cuya comparación se po

drían deducir conclusiones contradictorias . Ello en parte se puede

deber, entre otros factores, al carácter heterogéneo de cada tipo



D I S P O S I T I V O

E X P E R I M E N T A 1

P R O C E D I M I E N T O

Y

M A T E R I A 1 E S



- 166 -

de lodo . Por ello se ha pretendido realizar un estudio cinético

para analizar el proceso de producción de metano, con los lodos

procedentes de la planta depuradora de Alicante .



7 .1 .

DISPOSITIVO EXPERIMENTAL .

7.1 .1 . DIGESTORES .

- 167 -

Los digestores en los que se han realizado los experi-

mentos en régimen discontínuo y semicontínuo han sido matraces

esféricos de fondo plano, que se encontraban sumergidos en un baño

termostático que se ha mantenido a la temperatura de operación

elegida en cada caso, con una precisión de ± 0 .5°°-C .

Cada reactor estaba cerrado por la parte superior con

un tapón de goma que presentaba dos orificios atravesados por dos

tubos de vidrio de diferente longitud ; uno de ellos, el más peque

ño, permitía la salida del biogás producido y estaba conectado

al sistema de almacenamiento y medida de gases a través de un tubo

de goma de paredes gruesas y pequeño diámetro interno para evitar

posibles fugas con el paso del tiempo . El otro tubo de vidrio de

mayor longitud penetraba aproximadamente hasta el centro del reac-

tor y tenía por objeto servir para la extracción de muestras de

lodo para su posterior caracterización, y permitir la alimentación

de lodo fresco en los reactores que funcionaban en régimen semicon

tínuo . En la parte superior de éste tubo de vidrio se colocaba

un tubo de goma cerrado por una pinza Hoffmann y otra pinza de

Mohr que impedían la salida del biogás y del lodo contenido en

el digestor en caso de sobrepresión .

El tapón de goma que actuaba de cierre, se encontraba

teflonado y parafinado para evitar fugas de biogás a través de

los orificios por donde se colocaban los tubos de vidrio indicados

anteriormente . Asimismo para asegurar un mejor ajuste entre la

goma y el vidrio en los bordes del matraz, se colocaba una capa

de parafina recubierta exteriormente por pasta de silicona ; de

esta manera se ha conseguido la ausencia total de fugas de biogás

hacía el exterior y la contaminación por oxígeno atmosférico .



- 168 -

El sistema de agitación de los digestores que se ha

utilizado ha sido la agitación magnética . Para ello se colocó un

imán teflonado de 5 cm . de longitud en el interior de cada diges

tor antes de cerrarlo . El baño termostático en el que se han sumer

gido los digestores era de metacrilato, y en su parte exterior

e inferior se colocaban los correspondientes agitadores magnéticos

Selecta, modelo Agitamatic-242, con velocidad variable . De esta

forma se ha conseguido una perfecta agitación del contenido de

cada reactor .

Todos los agitadores se encontraban conectados a un

temporizador que permitía el paso de corriente durante 5 minutos

cada media hora . El objeto de esta agitación intermitente era do

ble : por una parte disponer de un sistema de agitación temporizado

y por otro lado alargar el funcionamiento de los agitadores, pues-

to que al tratarse de experimentos de larga duración hubiera sido

bastante difícil conseguir que los agitadores funcionaran ininte-

rrumpidamente .

7 .1 .2 .

SISTEMA DE MEDIDA Y ALMACENAMIENTO DE BIOGAS .

Para la medida y almacenamiento del volumen de biogás

producido, se ha utilizado un sistema formado por una bureta de

gases calibrada de 100 ml . de capacidad que se encontraba termosta

tizada a la temperatura de operación, y conectada a una botella

expansora de 250 ml . que actuaba como frasco de nivel .

Cuando la producción de biogás era elevada, o bien

ha sido necesario su almacenamiento durante un largo período de

tiempo (por las noches o fines de semana) se disponía de un siste

ma de almacenamiento conectado al sistema de medida, formado por

un matraz erlenmeyer de 2 .5 litros de capacidad, con su correspon-

diente frasco de nivel formado por un embudo de decantación de



- 169 -

idéntico volumen, colocado en un plano superior con lo que se man-

tenía el sistema en sobrepresi6n para evitar la entrada de aire .

El matraz erlenmeyer se ha mantenido sumergido en un baño a lamisma temperatura que el digestor .

La medida del volumen de biogás almacenado se ha real¡zado trasvasándolo desde el sistema de almacenamiento a la buretacalibrada ; a continuación se medía el volumen a presión atmosféri

ca (por desplazamiento de una disolución) moviendo para ello el

frasco de nivel de la bureta hasta que él líquido alcanzaba el

mismo nivel . Una vez medido el volumen de biogás se expulsaba ala atmósfera a través de la llave de paso múltiple situada en la

parte superior de la bureta .

Entre el digestor y el sistema de medida y almacena-

miento de gases se ha situado una pieza intermedia de vidrio con

cabeza roscada en la que se colocaba un septum de 18 mm . de diáme

tro y 4 mm . de grueso, que permitía la toma de muestras de biogáspara el posterior análisis de su composición .

Para impedir la disolución de parte del C02 contenido

en el biogás, se utilizaba una solución de desplazamiento de compo

sición conocida (Lema y col ., 1981) con lo que se evitaba una pos¡ble falsificación de la composición .

Todas las conexiones entre el digestor, pieza interme-

dia, bureta, llave de paso y erlenmeyer de almacenamiento eran

mayoritariamente de vidrio capilar a fin de reducir al máximo elvolumen muerto de las conducciones . Las uniones de todas las pie-zas se han realizado con tubo de goma como el que se utilizó enlos digestores ; cada unión se aseguraba con pasta de silicona y

una arandela de cierre con lo que se obtenía un perfecto ajuste

entre la goma y el vidrio .

Para evitar enfriamientos en los digestores por cortes

de suministro eléctrico, se diseñó y construyó un equipo electróge



no formado por una batería, un convertidor de corriente y unoscalefactores situados dentro de los baños, que entraban en funcio-namiento cuando se detectaba algún corte de suministro .

En las Figuras 7 .1 a 7 .3 se muestra una vista generalde la instalación, uno de los baños con los digestores y el equipoelectrógeno y por último uno de los sistemas de medida y almacena-miento de biogás .

IWIt

J r

'Vütit

-170-

1%-

Figura 7 .1 . Aspecto general del equipo experimental .



Yraser,_. . .

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" o " " o " " " " o o o o " "E " " o o " " " " o " -Lu, """" 4 .4 , e&olas 0ij 4 � ,

rS:.F

Figura 7 .2 . Baño termostatizado con digestores,

Figura 7 .3 . Sistema de recogida y almacenamiento

sistema de agitación y calefacción .

del biogás .



7 .2 . MATERIALES .

- 172 -

7 .2 .1 .

PREPARACION DE LAS MUESTRAS DE LODOS.

Los lodos utilizados en los experimentos procedían

de los espesadores de la planta depuradora de la ciudad de Alican-

te .

Para conseguir una buena agitación y homogeneización

del contenido de los reactores, ha sido necesario realizar un tami

zado previo del lodo para eliminar en lo posible la presencia de

pelos, hilos, hojas y otras partículas de gran tamaño que podrían

quedar retenidas en el imán teflonado colocado en el interior de

cada digestor . El tamizado se realizó con tamices de 2 mm . de luz .

Con el fin de disponer de muestras lo más uniformes

posible en los experimentos realizados en régimen semicontínuo,

se recogía el lodo tamizado en unos recipientes de 50 litros ; una

vez homogeneizado el contenido, se almacenaba en botellas de 2

litros que se congelaban hasta el momento de su uso, en que se

descongelaban a la temperatura de operación . El lodo que sobraba

para posteriores alimentaciones se mantenía en un frigorífico a

baja temperatura .

7 .2 .2 .

REACTIVOS PARA EL CALIBRADO DE GASES .

Metano (CH4 ) : suministrado por ALLTECH ASSOCIATES con un 100%

de pureza .

Dióxido de carbono (CO2 ) : suministrado por A .M .S .A . con un

99 .99% de pureza .

Nitrógeno (N,) suministrado por S .E .0 . con un 99 .99% de pureza .

Sulfuro de hidrógeno (SH2 ) obtenido en el laboratorio, a partir

de pirita y ácido clorhídrico .



7.2.4 .

OTROS REACTIVOS .

Los reactivos empleados en el resto de los análisis

eran de las marcas PANREAC o MERCK con calidad para análisis .

7 .3 .

METODOS ANALITICOS .

- 173 -

7.3.1 .

VOLUMEN DE BIOGAS PRODUCIDO .

El biogás producido durante la digestión se almacenaba

en el sistema de medida y recogida de gases . El volumen se medía

por desplazamiento de una disolución salina ácida, en las buretas

calibradas y termostatizadas a la temperatura de operación, conec-

tadas a frascos de nivel abiertos, por lo que al igualar las altu-

ras del líquido de la bureta y del frasco de nivel, las medidas

se realizaban a presión atmosférica . La composición de la disolu-

ción de desplazamiento se presenta en el Apéndice 10 .1 .

7.2 .3 . REACTIVOS PARA EL CALIBRADO DE LOS ACIDOS VOLATILES .

Acido fórmico HCOOH MERCK AnálisisAcido acético CH3000H MERCK AnálisisAcido propiónico CH3CH2000H MERCK Análisis

Acido n-butírico CH3 (CH2 ) 2000H MERCK AnálisisAcido i-butírico CH3 (CH2 ) 2COOH MERCK Análisis

Acido n-valérico CH3 (CH2 ) 3000H MERCK Análisis

Acido i-valérico CH3 (CH2 ) 3COOH MERCK AnálisisAcido láctico CH3CHOH000H MERCK AnálisisAcido piválico (CH3 ) 3000OH MERCK AnálisisAcido oxálico HOOC COOH . 2 H20 PANREAC Análisis



- 174 -

7 .3 .2 .

COMPOSICION DEL BIOGAS .

El análisis de la composición del biogás obtenido se

ha realizado por Cromatografía de Gases (gas-sólido), en un croma-

t6grafo de gases Shimadzu GC RlA provisto de detector de conducti

vidad térmica, con horno de dos columnas independientes, bloque

de inyección y controlado mediante un integrador Shimadzu RPR-G1 .

El gas portador utilizado fue Helio .

Para la determinación del contenido de CH4 , C02 , SH2

y aire (N2 + 02 ) se ha utilizado una columna de acero inoxidable

de 6 m . de longitud y (1/8)" de diámetro externo, rellena de Pora

pak Q (80 - 100 mesh) . El volumen de muestra inyectado era aproxi-

madamente de 1 ml, que se tomaba directamente en las piezas intér-

medias que estaban provistas de un septum, con una jeringa de ga-

ses con válvula de seguridad .

El calibrado se realizó con mezclas de gases de compo-

sición conocida . Los resultados se presentan en los Apéndices 10 .2

a 10 .4 .

Debido a que en los cromatogramas anteriores aparece

un pico único para el nitrógeno y oxígeno, con el fin de poder

la proporción relativa que había entre estos componen-

empleado periódicamente una columna de acero inoxidable

rellena de Tamiz

determinar

tes, se ha

de 2 m . de longitud y (1/8)" de diámetro externo,

Molecular (60 - 80 mesh) .

Las condiciones de operación en cada caso, así como

un cromatograma típico obtenido, se presentan en el Apéndice 10 .5 .



Para realizar el calibrado, se han preparado mezclas

de gases CO 2 + CH4 , CO2+ N2 y CO2+ SH2 de composición conocida,

en una bureta análoga a la de un aparato de Orsat, con objeto de

calibrar la respuesta del cromatógrafo .

los porcentajes de cada uno de los componentes se han deducido me-

diante las siguientes expresiones :

- 17 5 -

y

x% N2 + 02 = 100

11 + x + - + z

y

1

y% CH4 = 100

11 + x + + z

y

1% CO2 = 100

11 + x + - + z

y

z% SH2 100

11 + x + + z

Si se denomina :

moles N2x a la relación (obtenida de la recta de calibrado) .

moles CO2moles CO2

y a la relación (moles CH4

moles SH2z a la relación 11 11 11 11 11 11

moles CO2



7.3 .3 . pH.

-176-

La medida del pH se ha realizado en las muestras de

lodo extraídas periódicamente de cada digestor . Se utilizaba unelectrodo combinado de vidrio INGOLD U-455, conectado a un pH-me

tro CRISON 506 . La sensibilidad del aparato era de ± 0 .01 unidades

de pH . Antes de cada medida se ajustaba el aparato con tampones

de pH conocido .

7.3.4.

POTENCIAL REDOX .

Se ha utilizado un electrodo específico CRISON, conec-

tado a un pH-metro CRISON 506 . Igualmente antes de cada medida

se ajustaba el aparato con muestras de referencia de potencial

conocido .

7 .3 .5 .

ACIDOS VOLATILES .

La determinación de los ácidos acético, propi6nico,

n-butírico, i-butírico, n-valérico, i-valérico y láctico se ha

realizado por Cromatografía de Gases . Para ello se utilizó un cro

matógrafo Shimadzu GC RlA con detector de ionización de llama y

nitrógeno como gas portador . Se ha empleado una columna de acero

inoxidable de 2 m . de longitud, (1/8)" de diámetro externo, relle-

na de Porapak Q (80 - 100 mesh) .

El análisis cuantitativo se ha realizado por el método

del patrón interno ; para ello se escogió el ácido piválico (trime-

tilacético), que presentaba un tiempo de retención intermedio res-

pecto a los de los ácidos analizados .



- 177 -

Las muestras de lodo extraídas de los digestores eran

centrifugadas a 13500xg durante 30 minutos ; el sobrenadante se

filtraba sobre discos de fibra de vidrio Whatman GF/C, obteniéndo

se un líquido transparente, en el que se determinó el contenido

en ácidos volátiles .

Los calibrados realizados y algunos detalles del análi

sis se presentan en los Apéndices 10 .6 a 10 .13 .

7 .3 .6 .

DEMANDA QUIMICA DE OXIGENO TOTAL (DQO) Y DE LA

FRACCION SOLUBLE (DQO)S .

La Demanda Química de Oxígeno representa la cantidad

de oxígeno (en mg/1) necesaria para oxidar la materia orgánica

presente en la muestra, por la acción del dicromato potásico en

medio ácido . La muestra se hierve a reflujo con cantidades conoci-

das de dicromato potásico y ácido sulfúrico, y el exc-eso de-diero-

mato se valora por retroceso con sulfato ferroso amónico . El méto-

do analítico que se ha seguido es el propuesto por Standard Me-

thods .

Para la determinación de la D .Q .O . total del lodo se

realizaba previamente una dilución de una muestra representativa .

El análisis de la D .Q .O . de la fracción soluble se realizaba en

el sobrenadante de una muestra centrifugada y filtrada como en

el caso de los ácidos volátiles .

Todos los análisis se han realizado por duplicado,

presentándose la media de los resultados obtenidos .



7 .3 .7 .

SOLIDOS TOTALES Y SOLIDOS TOTALES VOLATILES .

Los sólidos totales volátiles se han determinado calci

nando a 550°°-C en un horno de mufla, el residuo seco obtenido a

105°°-C, hasta peso constante .

7 .4 .

- 178 -

Los sólidos totales se han determinado siguiendo las

normas propuestas en el Standard Methods . Se evaporaban varias

muestras de lodo en cápsulas de porcelana, en una estufa a 105°C

hasta peso constante .

PROCEDIMIENTO EXPERIMENTAL .

7.4.1 .

REACTORES DISCONTINUOS .

Los experimentos realizados en régimen discontínuo

se han llevado a cabo de la siguiente forma :

Inicialmente se ajustaba la temperatura del agua de

los baños y que circulaba a través de las camisas exteriores de

las buretas de gases, a la temperatura de operación elegida en

cada caso . A continuación se comprobaba la ausencia total de fugas

en el reactor y en el sistema de medida y almacenamiento de gas .

Una vez introducido en cada digestor un volumen conoci

do de lodo, se hacía pasar durante dos horas como mínimo, una co-

rriente de nitrógeno a través del digestor y sistema de medida

para eliminar el oxígeno que pudiera quedar retenido . La ausencia

de oxígeno se comprobaba por cromatografía de gases, y se cerraba

el digestor, conectándose el sistema de agitación intermitente .

Cuando ha sido necesario ajustar el pH se han añadido

pequeñas cantidades de hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluí

do .



- 179 -

Durante los experimentos se han extraído sucesivas

muestras de lodo para su caracterización . El volumen extraído se

ha sustituído por agua destilada, manteniéndose constante el volu-men de reacción .

La duración de estos experimentos en régimen discontí-

nuo ha sido variable, dependiendo del tiempo que tardase en desapa

recer la producción de biogás .

7.4.2.

REACTORES SEMICONTINUOS .

Los experimentos realizados en régimen semicontínuo

con diferentes tiempos de residencia, se han desarrollado en equi-

pos idénticos a los descritos en el caso de reactores discontínuos .

La puesta en marcha y purga del digestor es similar a la presenta-

da con anterioridad .

En función del tiempo de residencia elegido para cada

digestor (5, 7, 10, 15, 20 y 25 días respectivamente) se ha reali-

zado diariamente la extracción de la parte correspondiente de lodo

parcialmente digerido, y la alimentación de la misma cantidad de

lodo fresco . Esta operación se llevaba a cabo a través del tubo

de goma pinzado que había en cada digestor, una vez conectada la

agitación y en condiciones anaerobias para evitar la contaminación

del reactor .

Cuando se extraía una muestra de lodo del reactor se

determinaba su pH y potencial redox, almacenándose para su poste-

rior análisis . De esta forma cuando ha sido necesario ajustar el

pH, se ha introducido hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluí-

do junto con el alimento .

Algunos experimentos se han comenzado en régimen dis-

contínuo, hasta que se alcanzó la etapa de máxima velocidad de



producción de biogás, que correspondía a una mayor población de

microorganismos . A partir de ese momento se comenzó la alimenta-

ción diaria del digestor en función de su tiempo de residencia .

No obstante otros experimentos se iniciaron en régimen

diaria desde el principio ; debido

era muy pequeña, la duración de es-

semicontínuo con alimentación

a que la población bacteriana

tos experimentos fue superior .

- 180 -

Por tratarse de reactores que funcionaban en

semicontínuo, su estado de funcionamiento es

nario . Se ha considerado que los reactores

seudoestacionario cuando se observaba una

por ciclo alimentación-reacción-extracción,

tante y con una composición constante .

régimen

en régimen no estacio

alcanzaban el régimen

producción de biogás

aproximadamente cons-

Para poder estudiar la transición desde un régimen

seudoestacionario a otro, se ha cambiado la alimentación de un

digestor que había alcanzado su estado seudoestacionario, a otra

alimentación correspondiente a un tiempo de residencia diferente .

De esta forma se ha podido seguir la transición y disponer de una

población de microorganismos suficiente para acortar el período

de adaptación hasta el nuevo régimen seudoestacionario .



R E S U L T A D O S

Y

D I S C U S 1 0 N



En este apartado se presentan y discuten los resulta-

dos experimentales obtenidos . La programación de los experimentos

se ha realizado en función de los resultados obtenidos anteriormen

te .

- En primer lugar se realizaron tres experimentos de

fermentación anaerobia de lodos en reactores discontínuos, donde

se determinó el volumen de biogás producido . Estos experimentos

constituyen los denominados en esta memoria como experimentos pre-

vios : Pl, P2 y P3 . Estos experimentos se cortaron a los 26 - 30

días de operación, porque la producción de biogás decrecía sensi-

blemente durante los últimos días .

- Ya que la producción global de biogás en los experi-

mentos previos era pequeña en comparación con otros datos biblio-

gráficos, se decidió realizar dos experimentos a 35°°-C con una dura

ción de 90 días (experimentos D1 y D2) . En ellos se determinó el

volumen de gas producido diariamente . Se observaron unos ciclos

en la producción de metano que no se podían justificar con los

resultados presentados en la bibliografía . Se ha determinado la

cinética global del proceso considerando los datos de producción

de metano a partir de los 17 días . Como se deduce de los experimen

tos posteriores, la producción de metano durante los primeros 17

días de operación corresponde al consumo de ácidos volátiles, fun-

damentalmente ácido acético .

- Con objeto de determinar las causas de la presencia

de los ciclos en la producción de metano, se decidió realizar dos

nuevos experimentos en fermentadores discontínuos a 35°°-C, con una

duración de 125 días (experimentos D3 y D4) . En ellos se analizó

además de la producción de metano, la concentración de los ácidos

volátiles . Ello ha permitido justificar la presencia de ciclos

en la producción de metano . También en este caso se ha determinado

la cinética de producción de metano desde el día 14 hasta el día

125 .



-182-

- Para poder asegurar la discusión presentada en los

experimentos anteriores, se necesitaba analizar la materia orgáni-

ca solubilizada (DQO soluble), además de seguir la evolución de

la producción de metano y la concentración de ácidos volátiles .

Se realizaron dos experimentos a 32 .5°°-C, ya que es la temperatura

a la que se encuentran los digestores de la planta depuradora de

Alicante . Para realizar éstos (experimentos D5 y D6), se utilizó

lodo sin congelar y lodo congelado, con una duración de 330 y 175

días respectivamente . También en este caso se ha realizado un estudio cinético de la producción de metano desde el día 15-20 hasta

el día 265-167 .

- Se han desarrollado seis experimentos de digestión

de lodos en reactores que funcionaban en régimen semicontínuo .

La duración total de todos estos experimentos (S1, S2, S3, S4,

S5, S6) ha sido de 838 días . Se ha controlado la producción de

metano, materia orgánica solubilizada (DQO soluble) y concentra-

ción de ácidos volátiles . Asimismo se presenta un amplio estudio

cinético .

- En la última sección se presenta una discusión glo-

bal sobre la producción de metano, las etapas controlantes del

proceso y la cinética del mismo .



8 .1 .

EXPERIMENTOS PREVIOS.

- 183 -

Los primeros experimentos de fermentación anaerobia

de lodos en régimen discontínuo, se realizaron a las temperaturas

de 30°°-C (dos experimentos : Pl y P2) y 40°C (un experimento : P3) .

En todos ellos se ha determinado diariamente el volumen de biogás

producido, su composición y el pH del medio, que se mantenía pr6xí

mo a 7 . Unicamente en los primeros días de operación fue necesaria

la adición de hidróxido cálcico para mantener el pH superior a

6 .2 .

En las Tablas 8 .1 a 8 .3 se presentan para cada uno

de los experimentos :

- Condiciones de operación .

- Características del lodo inicial y final .

- Producción de metano .

- Rango de variación de la composición del biogás .

En las Figuras 8 .1 a 8 .3 se ha representado la evolu-

ción, con el tiempo de digestión, de la producción de metano obte-

nido por unidad de volumen de reacción (determinado a la temperatu

ra de operación y presión atmosférica), para cada uno de los expe-

rimentos .

En las Figuras 8 .4 a 8 .6 se representa la variación

del % CH4 y del % C0 2 en el biogás, durante el tiempo de digestión .

En los Apéndices 10 .14 a 10 .16 se detallan diariamente

los valores de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y la produc-

ción de metano obtenida .

Se observó que en los primeros 5 a 8 días de opera-

ción, el porcentaje de SH2 en el biogás, alcanzaba en ocasiones

hasta un 0 .8 % . Posteriormente este porcentaje disminuyó hasta

límites indetectables .



- 184 -

TABLA 8.1 . EXPERIMENTO Pl - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS

* RESULTADOS *

V /V = 0 .901CH4 reac .

(S .T .) = 70 .40 g/1f

(S .T .V .) = 37 .24 g/1f

(1 CH4 )/(g STVo ) = 0 .0174 (en condic . operac .)

Rango de variación del % CH4 = 40 - 70 a partir de 10 días

Rango de variación del % C02 = 23 "- 34

Rango de variación del % SH2 < 0 .4

Reducción de volátiles STV = 28 .27

* CONDICIONES DE OPERACION

Temperatura = 30 2C

Volumen de reacción = 3 litros

Duración = 26 días

(S .T .) = 84 .70 g/10

(S .T .V .) = 51 .92 g/10



0.90

0.80

0.70

0.60

0.50

0.40

0.30

020

0.10

1 V CH4 1 V reac

0

- 185 -

EXPERIMENTO PREVIO P 1V CH4 / V reac

í 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

( dlaS )

25

Figura 8 . 1 .

Evolución de la producción de CH .4 . Experimento P1 .

30



- 186 -

TABLA 8 .2 . EXPERIMENTO P2 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS

CONDICIONES DE OPERACION

* RESULTADOS *

VCH4/Vreac . a 26 días = 0 .992

(S .T .) = 73 .70 g/1f

(S .T .V .) = 38 .18 g/1f

(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .0179 (en cond . oper .)


Rango de variación del % C02 = 7 "- 17


Reducción de volátiles STV = 31 .06 %

Temperatura = 30 °°-C

Volumen de reacción = 0 .45 litros


(S .T .) = 90 .20 g/10

(S .T .V .) = 55 .38 g/10



0.90

0.80

0.70

0.60

0.50

0.40

0.30

0.20

0.10

0

V CH4 1 V reac

- 187 -

EXPERIMENTO PREVIO P2VCH4/Vreac

t ( dias ?

25

Figura 8 . 2 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento P2 .



- 188 -

TABLA 8.3. EXPERIMENTO P3 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS

Temperatura

Volumen de reacción

Duración

(S .T .) 0(S . T . V .)

0


40 °C

3 litros

30 días

34 .10 g/1

22 .44 g/1

* RESULTADOS *

VCH/Vreac . a 30 días = 0 .6754

(S .T .) f = 22 .00 g/1

(S .T .V .) f = 13 .16 g/1

(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .0301 (en cond . oper .)


Rango de variación del % C02 = 23 - 41





0.70 V CH4 1 V reac

0.60

0.50

0.40

0.30

0.20

0.10

- 189 -

EXPERIMENTO PREVIO P3V CH4 / V reas

1t

ta l

i

I

I

i

i

I

i

i10 15 20 25 30

t ( dias ?Figura 8. 3. Evolución de la producción de CH4. Experimento P3 .



- 190 -

EXPERIMENTO PREVIO P 1COMPOSICION DEL BIOGAS

CH4

----- % C02

t ( dias )Figura 8 .4 . Composición del biogás . Experimento P1 .



70

60

50

40

30

20

10

OL0

i.irrr- rrrir

EXPERIMENTO PREVIO P2COMPOSICION DEL BIOGAS

CH4

----- % C02

1 .

1

Y

1

1

1.1_1-. 1

1- -1

1.

1-

1

L 1

1- 1

i

i

1

1

1

1

15 10 15 20 25 30

t(dias)Figura 8 .5 . Composición del biogás . Experimento P2 .



70

60

50

40

30

20

10

tirUf

EXPERIMENTO PREVIO P3COMPOSICION DEL BIOGAS

°Jo CH4

----- % C02

- 192 -

w Jv

1 1 a I 1 1 1 1 I 1 1 1 1 I 1 1 í 1 I 1 1 > > I 1 1 1 1 I

5 10 15 20 25 30

t ( dias )Figura 8.6 . Composición del biogás . Experimento P3.



- 194 -

8 .2 .

EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO A 35°°-C .

Una vez realizados los experimentos previos en donde

se obtenía una baja producción de metano, se desarrollaron 4 nue-

vos experimentos de larga duración, asimismo en régimen discontí

nuo, a la temperatura de 35°°-C . En los dos primeros (experimentos

Dl y D2) se determinó la variación del volumen de metano obtenido

por unidad de volumen de reacción, con el tiempo de digestión .

En los dos siguientes (experimentos : D3 y D4) se determinó además

la variación de la concentración de los ácidos volátiles .

Posteriormente, los resultados obtenidos de la produc-

ción de metano, se ajustaron a modelos cinéticos .

A continuación se presentan y comentan todos los resul

tados y ajustes obtenidos .

8 .2 .1 .

VARIACION DEL VOLUMEN DE METANO CON EL TIEMPO DE

DIGESTION (EXPERIMENTOS Dl y D2) .

8 .2 .1 .1 .

Resultados experimentales .

Se han desarrollado dos experimentos en régimen discon

tínuo, a la temperatura de 35°°-C, en reactores de diferente volumen :

3 litros (experimento Dl) y 0 .45 litros (experimento D2) .

El objetivo era estudiar la evolución de la producción

de metano, para lo cual se ha controlado diariamente el volumen

y la composición del biogás producido .

En las Tablas 8 .4 y 8 .5 se presentan para cada uno




-195-





En las Figuras 8 .7 y 8 .8 se ha representado la evolu-

ción de la producción de metano obtenido por unidad de volumen

de reacción (determinado en las condiciones de operación), en fun

ción del tiempo de digestión, para cada experimento . A la vista

de las figuras, se observan unos aumentos y disminuciones sucesi-

vas en la producción de metano .

En las Figuras 8 .9 y 8 .10 se representa la variación

del % CH4 y del % C02 en el biogás, a lo largo del tiempo de diges

tión .

Unicamente en los diez primeros días se alcanzaron

porcentajes de SH2 superiores al 1% . Posteriormente disminuyó has-

ta límites indetectables .

En los Apéndices 10 .17 y 10 .18 se detallan diariamente

los valores de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y la produc-

ción de biogás obtenida .

j' ¿\EN C

/O~ VQ suU



- 196 -

TABLA 8 .4 . EXPERIMENTO D1 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS


* RESULTADOS *

VCH4/V a 90 díasreac . = 8 .238

(S .T .) f = 48 .40 g/1

(S .T .V .) f = 13 .84 g/1

(D .Q .O . total) = 23690 mg/1f

(D .B .O . total) = 1135 mg/1f

(1 CH4 )/(g STVO ) 0 .235 (en condic . operac .

(1 CH4 )/(g DQO0 ) 0 .195 11

Rango de variación del % CH4 60 - 78 a partir de 10 días

Rango de variación del % CO2 21 "- 37

Rango de variación del % SH2 0 .5


Temperatura


Duración

35 °C

3 litros

90 días

(S .T .) 80 .30 g/10(S .T .V .) 35 .09 g/10

(D .Q .O . total) 42150 mg/10

(D .B .O . total) 9000 mg/10



9 V CHA / V reac

8

7

6

5

4

3

2

0

- 197 -

EXPERIMENTO DISCONTINUO D 1V CH4 / V reac

0 10 20 30 40 50 60 70

t ( dias )

80 90

Figura 8 .7. Evolución de la producción de CH4 . Experimento Dl .

100



- 198 -

TABLA 8 .5. EXPERIMENTO D2 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS

* RESULTADOS *

VCH4/Vreac . a 90 días = 7 .833

(S .T .) = 62 .70 g/1f

(S .T .V .) = 19 .63 g/1f

(D .Q .O . total) = 29380 mg/1f

(D .B .O . total) = 2900 mg/1f

(1 CH4 )/(g STVO ) = 0 .189 (en condic . operac .)

(1 CH4 )/(g DQO0 ) = 0 .186 "


Rango de variación del % CO2 = 18 "- 30




Temperatura = 35 °C

Volumen de reacción = 0 .45 litros


(S .T .) = 94 .60 g/10

(S .T .V .) = 41 .43 g/10

(D .Q .O . total) = 42150 mg/10

(D .B .O . total) = 9000 mg/10



8 V CH4 / V reac

7

6

5

4

3

2

O

- 199 -

EXPERIMENTO DISCONTINUO D2V CH4 / V reac

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

t ( dias )Figura 8 .8 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D2 .



80-

70

60

50

40

30

20

10

0

EXPERIMENTO DISCONTINUO D 1COMPOSICION DEL BIOGAS

CH4

----- % C02

- 200 -

1

1

a

1

1

1

i

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

10 10 20 30 40 50 60 70 80 90

t { dias )Figura 8 .9 . Composición del biogás . Experimento D1 .



- 201 -

EXPERIMENTO DISCONTINUO D2COMPOSICION DEL BIOGAS

CH4

...... . .. . % C02

t ( dias )

Figura 8 .10. Composición del biogás . Experimento D2 .



8.2 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .

De acuerdo con las Figuras 8 .7 y 8 .8 se pueden diferen

ciar dos . tramos en la curva de producción de metano . El primer

se' extiende desde el comienzo hasta los 17 primeros días

se comprobará en los experimentos D3 y D4,la producción de

fundamentalmente con

extiende desde

mayoritario en

tramo

(como

metano de este tramo se puede relacionar

consumo del ácido acético) . El segundo tramo se

el día 17 hasta el 90, y representa el porcentaje

la producción de metano .

Un modelo cinético al que se ajustan satisfactoriamen-

te los resultados experimentales correspondientes al segundo tramo

(a partir de los 17 días), es el siguiente :

la

=

pm

(

S/So)

Admitiendo unos coeficientes de rendimiento constantes

entre el consumo de sustrato, la formación de microorganismos

la producción de metano, la velocidad específica de crecimiento

se puede escribir como :

u

- 202 -

1

d V*

V*d t

tener a tiempo infinito .

el

(8 .2)

y

donde V* es el volumen de metano por unidad de volumen de reacción

El cociente (S/S ), es decir (concentración de sustra-

to sin digerir/concentración de sustrato inicial) se puede escri-

bir como :

V

- V( S/S ) _

OD(8 .3)o

VoD

donde

V*

representa el volumen de metano máximo que se puede obao



se obtiene la ecuación :

La ecuación (8 .4) se puede integrar a partir de un

valor de volumen de metano inicial (Vo ) equivalente a una concen

traci6n de microorganismos a tiempo cero .

Mediante un programa Simplex modificado, se han deter-

minado para cada experimento, los valores óptimos de Vo , VOD y p m .

La función objetivo (F .O .) a minimizar ha sido

El coeficiente de variación se define como :

C . V .

- 203 -

Sustituyendo las relaciones (8 .2) y (8 .3) en (8 .1)

V * - V*d V*

coV*

(8.4)d t

m

V*00

(F .0 .)

1/2

n°- ptos - n° param .

V *medio

2( Vcalc - Vexp ) .

En las Tablas 8 .6 y 8 .7 se presentan los datos del

ajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experímen-

tos D1 y D2 respectivamente .

En las Figuras 8 .11 y 8 .12 se representan los valores

experimentales y calculados del ajuste, para cada experimento .

En los Apéndices 10 .19 y 10 .20 se incluyen las tablas

de valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .

El modelo cinético indicado por la ecuación (8 .4) es

equivalente al modelo de Chen y Hashimoto cuando el valor de la

constante adimensional K es igual a 1 .

De acuerdo con el modelo cinético propuesto (ecuación

de microorganismos es proporcio-

queda sin digerir en cada instan

8 .1), la velocidad de crecimiento

nal a la cantidad de sustrato que

te .



T

N°-

valInter

Veloc

(VCH4

FuncióCoefi

condiciones de operación

BLA 8.6-. EXPERIMENTO D 1 AJUSTE C NÉTICO.

ores ajustados = 74

alo de tiempo (días) = 17 - 90

dad específica máxima (pm ) (días-1 ) = 0 .1547

/ Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .0288

inicial de mícroorganismos (*)

Vreac .) infinito (*) = 7 .062

n Objetivo = 3 .181

iente de Variación ( % ) = 5 .0



- 20 5 -

EXPERIMENTO D 1 - AJUSTE CINETICOPROD. CH4 EXPER. Y CALC.

EXPERIMENTAL

---------- CALCULADA

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

( Cil3S )

Figura 8 .11 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento Dl .



TABLA 8 .7 .

EXPERIMENTO

D2 -

AJUSTE

CINETICO .

( * ) condiciones de operación

N° valores ajustados = 74

Intervalo de tiempo (días) = 17 - 90

Velocidad específica máxima (pm) (días-1) -_ 0 .0928

(VCH / Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .09704

inicial de microorganismos

(VCH / Vreac .) infinito (*) = 7 .6214

Función Objetivo = 1 .378

Coeficiente de Variación ( % ) = 3 .3



EXPERIMENTO D2 - AJUSTE CINETICOPROD. CH4 EXPER. Y CALC.

EXPERIMENTAL


- 207 -

t ( dias )Figura 8 .12 . Ajuste de la producción de CH4. Experimento D2 .



- 208 -

8.2 .2. VARIACION DEL VOLUMEN DE METANO Y CONCENTRACION

DE ÁCIDOS VOLÁTILES CON EL TIEMPO DE DIGESTION

(EXPERIMENTOS D3 Y D4) .

8.2 .2 .1 .


Se han realizado dos experimentos con dos reactores

discontínuos de 1 litro de capacidad, a la temperatura de 35°°-C .

La duración de los mismos ha sido de 125 días . El pH se ha manten¡

do entre 6 .5 y 7 .2 en cada uno de los reactores, por lo que en

ocasiones ha sido necesaria la adición de pequeñas cantidades de

hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluído . Diariamente se han

tomado datos de producción y composición del biogás .







- Concentración de ácidos volátiles en el lodo inicial y final .

En las Figuras 8 .13 y 8 .14 se representa la evolución

de la producción de metano obtenido por unidad de volumen de reac-

ción (determinado en las condiciones de operación), con el tiempo

de digestión para cada uno de los experimentos . Pueden observarse

también en estos casos, la presencia de ciclos en la producción

de metano . Hay una primera fase con un aumento exponencial en la

producción, seguida de un decrecimiento ; posteriormente aparece

de nuevo otro período con un aumento y una disminución en la velo-

cidad de producción .

Se ha desarrollado un modelo matemático que tiene en

cuenta el efecto de la dilución del reactor al extraer las mues-



- 209 -

tras de lodo para su caracterización . Por ello en las Figuras 8 .13

y 8 .14 se ha representado con línea discontínua, la producción

de metano máxima que se hubiera obtenido de no producirse la dilu-

ción, considerando que ésta no afecta sensiblemente a la cinética

global del proceso .

En las Figuras 8 .15 y 8 .16 se ha representado la varia

ci6n del % CH4 y del % C02 contenido en el biogás, a lo largo del

tiempo de digestión .

En los Apéndices 10 .21 y 10 .22 se detallan los valores

diarios de composición del biogás (% CH4 y % C02 ), la producción

de metano obtenida experimentalmente y la producción máxima que

se obtendría en el caso de no haber realizado la dilución .

Para poder interpretar los ciclos en la producción

de metano, se ha estudiado la evolución de la concentración de

los ácidos volátiles : ácido acético, ácido propiónico, ácido n-bu

tírico, ácido ¡so-butírico, ácido n-valérico, ácido íso-valérico

y ácido láctico . Para ello se realizaron periódicas extracciones

de muestras de lodo para su análisis, reemplazando el mismo volu-

men con agua destilada .

Para cada uno de los experimentos D3 y D4 se han repre

sentado las concentraciones de ácidos volátiles, en las muestras

extraídas periódicamente . Las Figuras que les corresponden son

las siguientes :

Figura 8 .17 : Acido acético . Experimento D3 .

Figura 8 .18 : Acido propiónico . Experimento D3 .

Figura 8 .19 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D3.

Figura 8 .20 : Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D3 .



Figura 8 .23 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D4 .

Figura 8 .24 : Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D4 .



- 210 -

En los Apéndices 10 .23 y 10 .24 se presentan tabulados

los valores de las concentraciones de los ácidos volátiles determi

nados en cada experimento .

A la vista de los resultados de los ácidos volátiles,

se puede observar lo siguiente :

La concentración del ácido acético aumenta ligeramente

durante los primeros días (desde 1711 mg/1 hasta 2123 mg/1 para

el experimento D3 y hasta 2254 mg/1 para el experimento D4), y

posteriormente decrece, hasta prácticamente desaparecer en el día

14, para ambos experimentos . En ese día, la producción de metano

ha disminuído considerablemente respecto a la de los días anterio-

res . Posteriormente, aumenta la concentración de ácido acético,

pero manteniéndose en niveles más bajos que la correspondiente

a la concentración inicial . En el día 25, la concentración de áci-

do acético vuelve a hacerse del orden de 967 mg/1 para el experi-

mento D3 y 676 mg/1 para el experimento D4 . En ese día se empieza

a observar un aumento en la producción de metano . En los días pos-

teriores la concentración de ácido acético se mantiene en niveles

bajos .

La concentración de ácido propiónico en el experimento

D3 se mantiene prácticamente constante, salvo en la segunda parte

del proceso . En el experimento D4, se ha observado un cambio brus

co en la concentración de este ácido, manteniéndose por término

medio en concentraciones elevadas, del mismo orden que en el expe-

rimento D3 .

El ácido n-butírico presenta una variación similar

en los dos experimentos, con unos valores próximos a 500 mg/1 du-

rante los primeros 30 días de operación, para aumentar a continua

ción, con algún cambio brusco . El ácido ¡so-butírico desaparece

prácticamente en el día 25 para el experimento D3 y en el día 30

para el experimento D4 .



La concentración de ácido n-valérico se mantiene en

niveles ligeramente superiores al del lodo inicial . El ácido iso-

valérico desaparece en el día 45 y 63 para los experimentos D3

y D4 respectivamente .

De cuanto antecede, se deduce que los ciclos en la

producción de metano, se pueden explicar cualitativamente en base

a la concentración de los ácidos volátiles determinados, y concre-

tamente del ácido acético .

Por tanto, durante los primeros días tiene lugar la

degradación de parte de los ácidos volátiles (fundamentalmente

ácido acético) presentes inicialmente en el lodo, y formados duran

te los primeros días debido probablemente a la hidrólisis rápida

de la fracción más fácilmente degradable del lodo . Posteriormente

y desarrollados los microorganismos metanógenos, el ácido acético

se degrada a metano y dióxido de carbono . Cuando este ácido ha

desaparecido totalmente, la producción de metano disminuye conside

rablemente .

Posteriormente se desarrolla un proceso de solubiliza-

ción e hidrólisis de la fracción más difícilmente degradable del

lodo, hasta la formación de ácidos volátiles, y por tanto aumenta

la concentración de ácido acético . Probablemente la población

metan6genos ya formada, impide que la concentración de ácido acéti

co sea elevada, degradándolo rápidamente .

En consecuencia el primer ciclo de producción de meta-

no se debe fundamentalmente a la degradación del ácido acético

inicial presente en el lodo, y el segundo ciclo, a la etapa de

solubilizaci6n e hidrólisis de la fracción sólida del lodo, llegan

do a ser la etapa controlante del proceso de formación de metano .

De esta forma es posible separar la fracción de metano que se pue-

de obtener a partir del ácido acético alimentado y de la fracción

fácilmente solubilizable, de áquel que se produce a partir de la

fracción correspondiente a una digestión más lenta del lodo a tra-

vés de la etapa hidrolítica .



- 212 -

TABLA 8 .8. EXPERIMENTO D3 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS


Temperatura = 35 °C

Volumen de reacción = 1 litro


(S .T .) = 71 .50 g/10

(S .T .V .) = 44 .62 g/10

(D .Q .O . total) = 73100 mg/10(D .Q .O . soluble) = 11300 mg/10

lac . acéticol = 1711 mg/10

lac . propi6nicol = 2003 mg/10

lac . n-butíricol 0 = 554 mg/1

lac . i-butíricol 0 = 895 mg/1

lac . n-valéricoj 0 = 463 mg/1

lac . i-valéricol 0 = 210 mg/1

* RESULTADOS *

VCH4/Vreac . a 125 días = 6 .321 (sin corregir dilución)

7 .649 (corregida la dilución)

(S .T .) = 42 .90 g/1f

(S .T .V .) f = 17 .42 g/1

(D .Q .O . total) f = 30660 mg/1

(D .Q .O . soluble) = 8680 mg/1f

(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .142 (en condic . operac .)

(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .086

+ac . acéticol f 55 mg/1

lac . propiónicol f 553 mg/1

yac . n-butirico! 409 mg/1f

lac . n-valérícol f 495 mg/1




Reducción de volátiles STV = 60 .96 %



- 21 3 -

EXPERIMENTO D3PRODUCCION DE METANO

SIN DILUCION

...... . . . . CON DILUCION

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( días )Figura 8 .13 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D3.





- 214 -

V /V a 125 días = 5 .187 (sin corregir dilución)CH4 reac .6 .310 (corregida la dilución)

(S .T .) = 46 .42 g/1f

(S .T .V .) f = 20 .29 g/1

(D .Q .O . total) = 40075 mg/1f

(D .Q .O . soluble) f = 11250 mg/1

(1 CH4)/(g STVo ) 0 .116 (en condic . operac .)

(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .071 11

lac . acético¡ 278 mg/1f

lac . propiónico' f 1726 mg/1

lac . n-butíricol f 352 mg/1

lac . n-valéricol f 960 mg/1





Temperatura 35 °C

Volumen de reacción 1 litro

Duración 125 días

(S .T .) 71 .50 g/1o

(S .T .V .) 44 .62 g/10(D .Q .O . total) 73100 mg/1

(D .Q .O . soluble) 11300 mg/1

lac . acético) 1711 mg/10

lac . propi6nicol 2003 mg/10lac . n-butiricol 554 mg/10lac . i-butírico( 895 mg/1

0i ac . n-valérico ¡ 463 mg/10lac . i-valérico 210 mg/10

RESULTADOS



- 21 5 -


SIN DILUCION

..... . . . . . CON DILUCION

t ( dias )

Figura 8 .14 . Evolución de la producción de CH . Experimento D4.4



70

60

50

40

30

20

10

. r, f 111 \.~

"

i

v

- 216 -


CH4

...... . . . . % C02

t ( dias )

0 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

Figura 8 .15. Composición del biogás . Experimento D3 .



70

60

50

40

30

20

10


CH4

..... . . . . . % C02

- 217 -

0 1 1 1 k -- ¡ 1 I 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 L-1 1 1 I 1 I al0 10 20 30 40 50 60 70 BO 90 100 110 120 130

( dias )Figura 8 .16 . Composición del biogás . Experimento D4 .



2500

2000

1500

1000

500

r

p

- 218 -

EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - ACETICO -

0 1111 11 111 ¿í, 11 1111111111111 Y 10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( dias )Figura 8 .17 . Acido Acético . Experimento D3 .



2500

1500

1000

500

- 21 9 -

EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO -

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( dias

Figura 8 .18. Acido Propiónico . Experimento D3 .



1000

800

400

200

--$-- n BUTIRICO

--p-- i BUTIRICO

ppm

iVA

1t11fS1

600

t1

EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - n/i BUTIRICO

fS111111Ii1I1i111111

S1

1I1

- 220 -

1 I 1 1 1 I 1 1 a 1 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1

10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( dias f

Figura 8.19 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D3 .



1000

800

600

400

200

0

- 22 1 -

EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES -- n/i VALERICO

-~5 - n VALERICO

--Q-- i VALERICO

tt

0

10

20

30

40" 50

60

70

80

90

100 110 120 130

t t dias )Figura 8 .20 . Acidos n-Valérico e ¡so-Valérico . Experimento D3 .



2500

2000

1500

1000

500

Mm

- 222 -


ie

0 1 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I 1 I0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( dias )Figura 8.21 . Acido Acético . Experimento D4.



2500

1500

1000

500

EXPERIMENTO D4ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO --

n

3000

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

- 223 -

t ( diasFigura 8.22 . Acido Propiónico . Experimento D4 .



1500

1000

500

0

- 224 -

EXPERIMENTO D4AC 1DOS VOLATILES - n/i BUTIRICO

-$- n BUTIRICO

--&- i BUTIRICO

'A 11

1111111111111111111

0 10 20 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t í diasFigura 8 .23 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D4 .



1500

1000

500

0O

- 225 -

EXPERIMENTO D4ACIDOS VOLATILES - n/i VALERICO

--$- n VALERICO

--©-- i VALERICO

n

79

t ( dias

Figura 8 .24 . Acidos n-Valérico e ¡so-Valérico . Experimento D4 .



- 227 -

8 .2 .2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .

Siguiendo el mismo procedimiento descrito en la sección

8 .2 .1 .2 . se han ajustado los valores de producción de metano para

los experimentos D3 y D4 .

En las Tablas 8 .10 y 8 .11 se presentan los datos del

ajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experimen-

tos D3 y D4 respectivamente .


experimentales y calculados del ajuste, para cadá experimento .

En los Apéndices 10 .25 y 10 .26 se incluyen las tablas

de valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .



TABLA 8.10 .

EXPERIMENTO

D 3 -

AJUSTE

CINÉTICO .


N°- valores ajustados = 112


Velocidad específica máxima (p m ) (días-1 ) = 0 .0857

(VCH / Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .43194

inicial de microorganismos (*)






EXPERIMENTO D3 -- AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADA

v CH4 1 v reac71

EXPERIMENTAL


- 229 -

---------------

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1 ,

1

1

1

1

1

1

10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( diasFigura 8 .25.

Ajuste de la producción de CH 4.

Experimento D3 .



TABLA 8 . 11 .

EXPERDÍENTO

D 4 -

AJUSTE

CINÉTICO .

) condiciones de operación



Velocidad específica máxima (Fi-) (días-1 ) = 0 .1203

(VCH4 / Vreac .) equivalente a una concentración 0 .0804


(VCH4 / Vreac .) infinito (*) = 4 .632





V

0

- 231-

EXPERIMENTO D4 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADAEXPERIMENTAL


/ V reac

n

--------------

0 10 20 30 40 50 60 70 80

t ( dias )

90 100 110 120 130

Figura 8 .26 . Ajuste de la producción de CH . Experimento D4 .4



- 233 -

8 .3 .

EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO Y SEMICONTINUO A 32.5 °C .

Una vez realizados los experimentos en régimen discon-

tínuo a la temperatura de 35°°-C, se desarrolló una serie de experi-

mentos en régimen discontínuo y semicontínuo a la temperatura de

32 .5°°-C, por tratarse de la temperatura de operación en la planta

depuradora de Alicante .

Un primer problema se planteó al tener que disponer

de una muestra de lodos suficientemente representativa y homogénea

con el fin de poder alimentar una suspensión lo más próxima a la

realidad de la planta . Para ello se ha dispuesto de un volumen

de lodos próximo a los 100 litros, que previamente homogeneizado,

se almacenó congelado en recipientes de 2 litros hasta el momento

de su uso, garantizándose de esta forma una uniformidad en los

lodos alimentados a los reactores semicontínuos .

Con el fin de poder conocer la producción máxima de

metano, y obtener datos cinéticos, se pusieron en marcha dos expe-

rimentos en régimen discontínuo ; en uno de los digestores se utili

zó lodo sin congelar, y en el otro lodo congelado . El objeto era

estudiar las posibles diferencias que pudieran existir a causa

de la congelación .

En los experimentos en régimen semicontínuo se han

elegido diferentes tiempos de residencia : 5, 7, 10, 15, 20 y 25

días respectivamente . La extracción de lodo parcialmente digerido

y la alimentación con lodo fresco (previamente descongelado) se

realizó diariamente hasta que se alcanzó el régimen cuasi-estacio-

nario .



- 234-

8 .3 .1 .

EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO .

8 .3 .1 .1 .


Se han realizado dos experimentos en régimen discontí-

nuo utilizando lodo sin congelar (experimento D5) y lodo congelado

(experimento D6), a la temperatura de 32 .5°°-C y pH próximo a 7 . La

duración ha sido de 330 días (experimento D5) y de 175 días (expe-

rimento D6) respectivamente . El reactor que contenía lodo congela-

do, se inoculó con un 1% de su volumen (10 ml), con lodo anaerobio

del experimento D5 . Diariamente se ha controlado la producción

y composición del biogás acumulado . El control del pH y el poten-

cial redox se ha realizado frecuentemente sobre pequeñas cantida-

des de lodo que se extraían del reactor y que posteriormente se

devolvían al mismo . Periódicamente se han tomado muestras de lodo

(20 ml) para la determinación del contenido en ácidos volátiles y

DQO soluble . El volumen del reactor se mantenía constante añadien-

do agua destilada .







- Concentración de ácidos volátiles en el lodo inicial y final .

- D .Q .O . de la fracción soluble del lodo inicial y final .

En las Figuras 8 .27 y 8 .28 se representa la evolución

de la producción de metano obtenido por unidad de volumen de reac-

ción (determinado en las condiciones de operación), con el tiempo

de digestión para cada uno de los experimentos . Con línea discontí

nua aparece la producción máxima de metano que se hubiera obtenido

de no producirse la dilución del reactor .



- 235 -

De la misma manera que en los experimentos discontí-

nuos anteriores, se observan la aparición

y disminución en la producción de metano, en

do desde el inicio hasta los 70 - 90 días .

se pueden relacionar con la concentración de

te en el medio .

de ciclos de aumento

el período comprendi-

Asimismo estos ciclos

ácido acético presen-

En las Figuras 8,29 y 8 .30 se ha representado la varia

ción del % CH4 y del % CO2 contenido en el biogás, durante el tiem

po de digestión .

En los Apéndices 10 .27 y 10 .28 se presentan tabulados

los valores diarios de composición del biogás (%CH4 y % CO 2 ), la

producción de metano obtenida experimentalmente sin contar la dilu

ción, y'la producción máxima que se obtendría en el caso de no

haber realizado la dilución .

En todas las muestras de lodo tomadas de cada diges-

tor, se ha determinado el contenido en ácidos volátiles, y la DQO

de la fracción soluble . Los resultados obtenidos se presentan en

las siguientes figuras :




Figura 8 .34 : Acido n-valérico . Experimento D5 .




Figura 8 .38 : Acido n-valérico . Experimento D6 .

Figura 8 .39 : Acido láctico . Experimento D6 .

Figura 8 .40 : DQO soluble . Experimento D5 .

Figura 8 .41 : DQO soluble . Experimento D6 .

En los Apéndices 10 .29 a 10 .32 se presentan tabulados

todos los valores representados en las figuras anteriores .



A la vista de los resultados obtenidos para los ácidos

volátiles y DQO en los experimentos D5 y D6, se puede observar

lo siguiente :

- El ácido acético presenta una evolución similar a

la descrita para los experimentos D3 y D4 . Aparece un ligero aumen

to de la concentración durante los primeros días de reacción (como

consecuencia de la rápida solubilizaci6n de una pequeña fracción

del lodo) para decrecer a continuación bruscamente para un tiempo

de operación de 12 y 23 días respectivamente . Este descenso en

la concentración del ácido acético se corresponde con una disminu-

cí6n en la producción de metano . Posteriormente la concentración

de acético aumenta ligeramente manteniéndose por lo general en

niveles bajos, a consecuencia de la existencia en el medio de una

población de microorganismos capaces de degradar el ácido acético

formado .

- El ácido propi6nico mantiene una concentración eleva

da (1500 mg/1), aproximadamente constante durante los 100 primeros

días de operación en el experimento D5, desapareciendo del medio

a partir del día 115 . Para el experimento D6 se observa un aumento

hasta el día 50 disminuyendo a continuación para desaparecer a

partir del día 72 .

- Los ácidos n-butírico e ¡so-butírico presentan una

variación similar para los dos experimentos, presentando el n-butí

rico una concentración superior a la del ¡so-butírico .

El ácido n-valérico mantiene una concentración supe-

rior a la del lodo inicial, desapareciendo hacia la mitad del tiem

po de reacción en el experimento D5 .

- Para el experimento D6 se ha observado que la concen

traci6n de ácido láctico presenta a lo largo de todo el tiempo

de reacción, una concentración baja (225 mg/1), aproximadamente

constante .

- 236 -



- 237 -

- De los resultados de DQO de la fracción soluble,

analizados en las muestras de lodo extraídas de cada digestor,

se aprecia en los dos casos un ligero aumento por encima de la

concentración inicial debido a la solubilización de esa fracción

fácilmente hidrolizable que hay presente en el lodo inicial . A

continuación la cantidad de materia orgánica solubilizada disminu-

ye a medida que transcurre el tiempo de reacción .



-238-


Temperatura


Duración

(S .T .) o

(S . T .V .) o(D .Q .O .

total) 0

(D .Q .O .

soluble) 0

lac . acéticol 0lac . propi6nicol 0lac . n-butíricol 0lac . i-butíricol 0lac . n-valérico¡ 0

(S .T .) f

(S . T . V . ) f

(D .Q .O .

soluble

)f

(1 CH4 )/(g STV0 )

(1 CH4)/(g DQOtot)o


/V

a 330 díasreac .

32 .5 °C

1 litro

330 días

62 .10 g/1

40 .94 g/1

49250 mg/1

5750 mg/1

1067 mg/1

1158 mg/1

635 mg/1

80 mg/1

146 mg/1

* RESULTADOS *

lac . acéticol f

7 .928 (sin corregir dilución)


38 .51 g/1

17 .01 g/1

1090 mg/1

Rango de variación del % CH4

Rango de variación del % CO2

Rango de variación del % SH2

Reducción de volátiles STV

0 .194 (en condic . operac .)

0 .161 11

= 30 mg/1

= 66 - 82 a partir de 10 días

= 14 "- 22

< 0 .4

= 58 .45 %



12 V CH4 / V reac

10


SIN DILUCION

---------- CON DILUCION

- 239 -

tr/

00 20 40 60 80 100 120 140 160 180

t ( dias )Figura 8 .27 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D5 .



Temperatura


Duración

(S .T .) 0(S . T . V .

)o(D .Q .O .

total) 0

(D .Q.O .

soluble) 0

lac . acético¡ 0lac . propi6nicol 0l ac .

n-butírico l 0lac . i-butírico 0l ac . n-valérico j alac . i+valéricoj 0lac . láctico) 0Lodo congelado

- 240 -



32 .5 9C

1 litro

175 días

62 .10 g/1

40 .94 g/1

49250 mg/1

8500 mg/1

717 mg/1

611 mg/1

250 mg/1

24 mg/1

33 mg/1

47 mg/1

291 mg/1

* RESULTADOS

VCH4/Vreaca 175 días. = 8 .743 (sin corregir dilución)


(S .T .) f = 37 .55 g/1

(S .T .V .) = 16 .27 g/1f

(D .Q .O . soluble) f = 794 mg/1

(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .214 (en condic . operac .)

(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .178

lac . n-valéricol f = 50 mg/1

lac . i-valéricoj f = 1506 mg/1

lac . lácticol f = 206 mg/1







11VCH4 1Vreas

10

9

8

7

6

5

4

3

2


SIN DILUCION

....... . . . CON DILUCION

- 241 -

r

t ( dias )

0L 1

-J~

I

i

I

1

I

1

I

1

I

j

1

1

1

1

I

1

I

j

1

e

1

a

1

O` 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

Figura 8.28.

Evolución de la producción de CH4

.

Experimento D6 .



- 242 -


CH4

...... . . . . % C02

1

I

1

I

1

I

1

I

i

I

1

I

1

1

1

1

1

I

+

I

20 40 60 80 100 120 140 160 180 200

t(dias)Figura 8 .29 . Composición del biogás . Experimento D5.



70

50

40

30

20

10

CH4

...... . . . . % C02

r

-243-


111 ¡l¡ ¡le¡ i I e 1 111 I 1 I 1 I I I10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120

t ( dias )

Figura 8.30 . Composición del biogás . Experimento D6 .



2500

2000

1500

1000

500

0

- 244 -


t ( dias )Figura 8 . 31 . Acido Acético . Experimento D5.



2000

1500

1000

500

n

- 245 -


r7_~n

Y

00

10

20

30

40

50

60

70

80

90 100 1-1CM20 130 140 150

t ( dias )Figura 8 . 32 . Acido Propiónico . Experimento D5 .



- 246 -

EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES -- n/i BUTIRICO

--á - n BUTIRICO

---C--- i BUTIRICO

p

r

r,,V

O

10

20

30

40

50

60

70

80X90

t ( diasFigura 8 . 33 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D5 .



600

500

400

300

200

100

Mm-

-- 247 -

EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES - n VALERICO

Y

ic

n

Y

Y

00 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110`1120 130

t ( dias )

Figura 8 . 34 . Acido n-Valérico . Experimento D5.



1800

1600

1400

1200

1000

800

600

400

200

pm

- 248 -


00 20 40 60 BO 100 120 140 160 80

t ( dias )Figura 8. 35. Acido Acético . Experimento D6 .



- 249 -


Figura 8 . 36 . Acido Propi6nico . Experimento D6 .



600

500

400

300

200

100

- i~í - n BUTIRICO

--e-- i BUTIRICO

ppm

- 250 -

EXPERIMENTO D6ÁCIDOS VOLÁTILES - n/i BUTIRICO

0 1

1

I

1

I

1

I

1 1% I

10 10 20 30 40

t { dias )Figura 8 . 37 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D6 .



-251-

EXPERIMENTO D6ACIDOS VOLATILES - n VALERICO -

n

'a1

Y

Y

20 40 60 80 100 120 140 160 180

t ( dias )Figura 8 . 38 . Acido n-Valérico . Experimento D6 .



-252-

EXPERIMENTO D6ÁCIDOS VOLÁTILES - LÁCTICO -

.�

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I20 40 60 80 100 120 140 160 180

t ( dias )Figura 8. 39 . Acido Láctico. Experimento D6 .



CX~O9~O sol X 1000

- 253 -

EXPERIMENTO DISCONTINUO D5D.Q.O. SOLUBLE

Q I i 1 ~ I i I ~ 1 i I ~ I i I ~ I ~ I i I ~ 1 ~ 1 i i i I ~ 1 i I v 10

20 40 60 80 100 120 140 160 180200220240260280300320340

t dias )Figura 8 . 40 . DQO soluble . Experimento D5 .



1 D00 sol. x 100011

10

9

i

8

7

6

5

4

3

2

1

0

-254-

EXPERIMENTO DISCONTINUO D6D.Q.O. SOLUBLE

r

" 1 _1_

1

1

1

1

1

1 _i_ 1

1

a

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

1

10 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200

t(dias)

Figura 8 . 41 . DQO soluble . Experimento D6 .



- 25 5 -

8.3 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .

Siguiendo el procedimiento de ajuste descrito en lasección 8 .2 .1 .2 . se han ajustado los valores de producción de metano para los experimentos D5 y D6 .

En las Tablas 8 .14 y 8 .15 se presentan los datos delajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experimen-tos D5 y D6 respectivamente .


experimentales y calculados del ajuste, para cada experimento .

En los Apéndices 10 .33 y 10 .34 se incluyen las tablasde valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .



TABLA 8. 14 .

EXPERIMENTO

D 5 -

AJUSTE

CINÉTICO .


N° valores ajustados = 250Intervalo de tiempo (días) = 15 - 265

Velocidad específica máxima (~l - ) (días-1 ) = 0 .0702

(VCH /Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .2851

4inicial de microorganismos (*)






- 257 -

EXPERIMENTO D5 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADA

9 V CH4 / V reac

EXPERIMENTAL


r

rrr

lrr

11111111111111111111111111111111111111120 40 60 80 100 120 140 160 180 200

t ( dias




4`\

Q-:~b G. .111

TABLA 8 .15 . EXPERIMENTO D 6 - AJUSTE CINETICO .


Intervalo de tiempo (días) 20 - 167

Velocidad específica máxima (pm ) (días-1 ) = 0 .0749

(VCH4 / Vreac .) equivalente a una concentración - 0 .5821


(VCH4 / Vreac .) infinito (*) = 8 .792


Coeficiente de Variación _- 3 .4



10 V CH4 / V reac

9

8

7

6

5

4

3

2

1

0

-259-

EXPERIMENTO D6 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADAEXPERIMENTAL


rrrrr

rrr

1 1 1 1 1 a 1 1 1 i 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180

t(dias)Figura 8 .43 . Ajuste de la producción de CH4. Experimento D6 .



8 .3 .2 .

EXPERIMENTOS EN REGIMEN SENICONTINUO .

Se han realizado seis experimentos en régimen semicon-

tínuo con diferentes tiempos de residencia :

5 días : Experimento S1 .






- 260 -

8 .3 .2 .1 .


La temperatura de operación elegida ha sido de 32 .5°-C .

El volumen de reacción fue en todos los casos de 1 litro . El pH

se ha mantenido próximo a 7, sin necesidad de añadir hidróxido

cálcico . El potencial redox alcanzó un valor próximo a - 320 mV .

La alimentación del lodo se realizó cada 24 horas . Las condiciones

del alimento son las mismas que las indicadas en la Tabla 8 .13 .,

correspondiente al experimento D6 .

En la Tabla 8 .16 se detallan otras condiciones de ope-

ración para cada uno de los experimentos realizados .

Los primeros experimentos semicontínuos que se realiza

ron fueron : S1, S3 y S5 . Todos ellos comenzaron funcionando

en régimen discontínuo, hasta que alcanzaron la fase de mayor pro

ducción de metano (comprendida entre los 50 y 75 días de opera-

ción) . A partir de ese momento, y con una notable cantidad de mi-

croorganismos presentes en el medio, se procedió a la extracción

y alimentación de lodo, de acuerdo con el tiempo de residencia

elegido . Asimismo, cuando algunos de estos experimentos habían

alcanzado el régimen cuasi-estacionario, se cambió a un nuevo tiem

po de residencia : S2, S4 y S6 (variando también la cantidad de

lodo extraída y alimentada) .



TABLA 8 .16 .

EXPERIMENTOS EN REGIMEN SEMICONTINUO . CONDICIONES DE OPERACION .

TIEMPO

TIEMPO

RAZON

VOLUMEN DIARIO LODO

DURACION HASTA ALCANZAR EL

Orden de realización experimentos :

380 días

EXPERIMENTO RESIDENCIA

® (días)

REACCION

tr (días)

RECIRCULACION

R

ALIMENTADO Y EXTRAIDO

( ml )

REGIMEN ESTACIONARIO

( días )

S1 5 1 4 200 98

S2 7 1 6 143 32

S3 10 1 9 100 142

S4 15 1 14 67 106

S5 20 1 19 50 145

S6 25 1 24 40 130

Discont . previo Expto . Sl Expto . S4

( 58 días ) ( 98 días) ( 106 días ) Duración total. = 262 días

Discont . previo Expto .S3 Expto . S6 Expto . S2

( 76 días ) o (142 días) (130 días) ( 32 días ) Durac . total

Discont . previo Expto . S5

( 51 días )»

(145 días) Duración total = 196 días



- 262 -

La producción diaria de metano por unidad de volumen

de reacción (medido en las condiciones de operación), desde el

comienzo como reactor semicontínuo hasta alcanzar el régimen cuasi

estacionario, se ha representado en las siguientes Figuras :

Figura 8 .44 : Producción diaria de metano . Experimento S1 .





Figura 8 .49 : Producción diaria de metano . Experimento D6 .

El valor de la producción de metano para cada experi-

mento se ha obtenido calculando el valor medio de la producción

del último tramo de la curva diaria de producción . Los valores

medios de producción de metano por día de reacción, y la produc-ción de metano por litro de lodo alimentado, se presentan en laTabla 8 .17 .

TABLA 8 .17 .

RÉGIMEN SEMICONTINUO . PRODUCCION DE METANO

En los Apéndices 10 .35 a 10 .40 se detallan los valores

diarios de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y producción

de metano para cada experimento .

TIEMPO

RESIDENCIAVCH / Vreac

( 4 )día

VCH 1 Vreac( 4

1 . lodo alim .

5 0 .370 1 .85

7 1 .238 8 .66

10 1 .000 10 .00

15 0 .782 11 .73

20 0 .576 11 .53

25 0 .483 12 .07



- 263 -

EXPERIMENTO SEMICONTINUO S 1tiempo de residencia 5 dias

0 5 10 15 20 25 30 35 40 45

t ( dias )

Figura 8 .44 . Producción diaria de CH4 . Experimento Sl .



- 264 -

EXPERIMENTO SEMICONTINUO S2tiempo de residencia 7 dias

0 5 10 15 20 25 30 35

t ( dinas )

Figura 8 .45. Producción diaria de CH4 . Experimento S2 .



1200 V CH4 / V reas 1 da

1000

800

600

400

200

0

- 26 5 -


A II

,PR.

0 10 20 30 40 50 60 70

t ( dias )Figura 8 .46 . Producción diaria de CH4 . Experimento S3 .



1000

800

600

400

200

1200 V CH4 1 V reac 1 cara

A

- 266 -


u

u

u

01 i I i I J I

I i I i I

I

I i I i I i I i I0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120

t ( dias )Figura 8 .47 . Producción diaria de CH4. Experimento S4.



800V CH4 / V reac / de

700

600

500

400

300

200

100

0

- 267 -

EXPERIMENTO SEMICONTINUO S5tiempo de residencia 20 días

L

f!u

A

tÍ

A

~A ~~~,1

AA1" t1

~i"

A

f I~ Y A

" A

~Y~ A, . A1 oil l ..Il

Y

ll.

A

~~ ~'~,fl

tJt

fIT `i

Y (t

A ~~

YY

0 20 40 60 80 100 120 140 160

t ( diasFigura 8 .48 . Producción diaria de CH4 . Experimento S5.



1000 V CH4 / V reac 1 da

800

600

400

200

1~

Ail

1. )I~

N A

u 10

vt~~

uV1~ Vu

AZ^

00 10

- 268 -


20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130

t ( dias )Figura 8.49 . Producción diaria de CH4 . Experimento S6 .



La Figura 8 .50 muestra la variación del volumen de

metano producido por litro de lodo alimentado, frente al tiempo

de residencia, una vez alcanzado el estado cuasi-estacionario .

Se observa que la máxima producción de metano coincide con la obte

nida en experimentos discontínuos (alrededor de 11 - 12 litros

de metano por litro de lodo, a 32 .5°°-C y 1 atm) .

es pequeño .

- 269 -

En la Tabla 8 .18 se presentan las concentraciones de

el lodo digerido, cuando se alcanzó el régimen

Se puede observar que las concentraciones de

propiónico, butírico e ¡so-valérico disminuyen

tiempo de residencia . La concentración de áci-

ácidos volátiles en

cuasi-estacionario .

los ácidos acético,

conforme aumente el

do n-valérico no varía significativamente .

En la Tabla 8 .19 se presentan los valores de DQO total,

DQO solubilizado y DQO correspondiente al metano producido . Asimis

mo se presenta también el error en el balance de DQO . La variación

de los valores de DQO solubilizado frente al tiempo de residencia,

correspondientes al estado cuasi-estacionario, se presenta en la

Figura 8 .51, en donde se observa una diminución de la materia orgá

nica solubilizada a medida que aumenta el tiempo de residencia .

En la Tabla 8 .19 se ha presentado el error en el balan

ce de DQO, calculado por la siguiente expresión :

Error - DQOtotal inicial - DQO total lodo digerido - DQOCH4

100DQO total inicial

Se puede observar que el error cometido en el balance,

El valor de DQO total del lodo utilizado en los experi

mentos ha sido de 49250 mg/1 lodo . Para el experimento realizado

con un tiempo de residencia de 25 días, el valor correspondiente

de DQO total experimental paa el lodo digerido está alrededor de



- 270 -

EXPERIMENTOS SEMICONTINUOSV CH4 / V Iodo alimentado

0

10

20

tiempo de residencia ( dias )Figura 8 .50 . Variación del volumen de CH4 , por litro de lodo

alimentado, frente al tiempo de residencia .

30



TABLA 8.18

REGIMEN

SEMICONTINUO .

CONCENTRACION DE

ACIDOS

VOLATILES

( mg/1 ) .

T . RESIDENCIA

( días )

ACIDO

ACETICO

ACIDO

PROPIONICO

ACIDO

n-BUTIRICO

ACIDO

¡so-BUTIRICO

ACIDO

n-VALERICO

ACIDO

¡so-VALERICO

ACIDO

LACTICO

0 717 611 250 24 47 33 291

5 91 1693 174 135 428 34 248

7 98 11 105 - 123 - 251

10 56 25 81 - 283 - 208

15 32 7 - - 283 - 219

20 44 6 - - 286 - 222

25 29 10 - - 329 - 213



TABLA 8.19.

RÉGIMEN SEMICONTINUO - DQO . (mg/1)

TIEMPO

DQO

DQO

DQO

Error en el

RESIDENCIA

total

soluble

corresp .

balance de DQO

)

DQO inicial total

- 49250 mg/1 lodo

DQO soluble inicial - 10100 mg/1 lodo (*)

(#) En el valor de DQO soluble inicial, se incluye el

valor de la DQO de la fracción sólida que se solu-

biliza durante los 5 primeros días en un reactor

discontínuo .

(días) exper. exper . al CH4 ( %

5 43344 7405 4717 + 2 .4

7 26902 5919 22083 + 0 .5

10 22817 4008 25500 + 1 .9

15 20839 3201 29911 - 3 .0

20 19202 2632 29401 + 1 .3

25 21519 2023 30778 - 6 .2



- 273 -

21519 mg/1 . Por tanto hay una variación de 27731 mg/1, correspon-

diente a la producción de metano . La DQO soluble inicial (incluída

asimismo la correspondiente a la materia particulada que se solubi

liza rápidamente en los primeros 5 días en un reactor discontínuo)

es de 10100 mg/1 . Para un tiempo de residencia de 25 días, la DQO

soluble en el lodo digerido es de 2023 mg/1 ; en consecuencia, la

variación de la DQO soluble es, de un 29 .1 % de la variación de

la DQO total, y la variación de la DQO correspondiente a la frac-

ción sólida representa el 70 .9 %.

En la Figura 8 .51 se representa la variación de la

DQO total, DQO soluble y DQO correspondiente al metano, en función

del tiempo de residencia . Por otro lado, teniendo en cuenta que

los valores de DQO soluble disminuyen conforme aumenta el tiempo

de residencia (ver Figura 8 .51), se deduce que la etapa más lenta

en los procesos anaerobios es la solubilización de la materia par-

ticulada . Sin embargo las etapas que conducen a la formación de

metano transcurren con una velocidad global superior a la corres-

pondiente a la etapa de solubilización, aunque -no___presentan un

valor muy grande . Esto se debe al hecho de que el descenso de los

valores de DQO soluble no es muy pronunciado a medida que aumenta

el tiempo de residencia . Por tanto se debe considerar una segunda

reacción global posterior a la etapa de solubilización .



- 274 -

EXPERIMENTOS SEMICONTINUOSDOO

total

0 soluble

O- metano

)o x 1000

0:

O

tiempo de residencia ( dias )Figura 8.51 . Variación de la DQO con el tiempo de residencia .



- 27 5 -

8.3.2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .

Para ajustar los resultados experimentales se han uti-lizado los valores de DQO total medio y DQO soluble (referido alfiltrado, una vez separada la fracción sólida), que se presentanen la Tabla 8 .20 .

El DQO total medio se ha obtenido considerando el va-lor experimental de DQO total y el valor de DQO correspondientea la producción de metano (empleados en la Tabla 8 .19), según laexpresión :

DQO total medio

DQO total + 49250 - DQOCH4

TABLA 8.20.

2

VALORES DE DQO EMPLEADOS EN EL AJUSTE . (mg/1)

TIEMPO DQO DQO DQO

RESIDENCIA TOTAL SOLUBLE MATERIA

(días) MEDIO (*) PARTICULADA

0 49250 10100 39150

5 43938 7034 36904

7 27034 5623 21411

10 23283 3807 19476

15 20089 3040 17049

20 19525 2500 17025

25 19995 1921 18074

(#) Obtenido a partir de DQO soluble exp . considerando la

fracción volumétrica del lodo . Se expresa en mg/1 filtrado .(##) Calculado por : DQOtotal - DQOsoluble



- 276 -

De acuerdo con las ecuaciones presentadas en la Sec-ción 5 de esta memoria, y los resultados experimentales presenta-dos en la Figura 8 .50, se puede afirmar que una reacción de primerorden no representa el proceso global . Los modelos cinéticos yesquemas que se han considerado para correlacionar los resultadosexperimentales han sido los siguientes :

I) Comportamiento global del lodo . Modelo de Chen y Hashímoto .

II) Comportamiento global del lodo . Velocidad de crecimientode microorganismos constante hasta el consumo del sustrato

contenido en cada partícula .

III) Esquema de dos reacciones :

Sustrato partículado -» Sustrato solubilizado - biogás

De acuerdo con el estado físico del lodo utilizado

y la degradación de las diferentes fracciones del mismo, el modelo

cinético deducido para el caso III, representa más- exactamente

el proceso real . No obstante el modelo cinético correspondiente

al caso I se presenta para comparar los parámetros cinéticos obte-

nidos con los resultados experimentales presentados en esta memo-

ria, y áquellos obtenidos por otros investigadores . El modelo ciné

tico que se presenta en el caso II puede representar una aproxima-

ción al proceso real, teniendo en cuenta que la mayor parte de

la materia orgánica degradada corresponde a materia particulada .

A continuación se discuten cada uno de los casos indi-

cados anteriormente .



Caso I : Comportamiento global del lodo . Modelo de Chen y Hashimoto

El modelo de Chen y Hashimoto relaciona la velocidad

específica de crecimiento de microorganismos, p, con la relación

CA/CAo (concentración de sustrato no degradado/concentración de

sustrato inicial) por medio de la ecuación :

donde 4 m y K son parámetros cinéticos .

Si la concentración de microorganismos presentes en

el alimento, se considera nula, y aplicando un balance de materia

a un reactor semicontínuo, se deduce la siguiente expresión :

CAf

CAo

m

- 277 -

CA

CAo

CA

CAo

R exp

(p. m tr)

1/K (R+1) -R

(8 .6)

donde XA es el grado de conversión del sustrato .

CAf es la concentración final de sustrato .

R

es la razón de recirculación para un reactor semicontínuo .

tr es el tiempo de fermentación correspondiente a la etapa

de reacción .

La deducción de esta ecuación (8 .6), se ha realizado

en la sección 5, ecuación (5 .23) .



Teniendo en cuenta que el coeficiente refractario R*

se define como la relación entre la concentración de materia orgá-nica no degradable y la concentración de materia orgánica total,y que la concentración de materia orgánica se mide por su corres-

pondiente valor de DQO, se puede escribir :

donde (DQO) 00

(DQO) o

F .0 .

es el valor correspondiente de DQO para un tiempo

de reacción infinito (en el que toda la materia orgá

nica se ha consumido) .

es la concentración inicial de materia orgánica enel alimento .

En consecuencia, la relación CAf/CAo es igual a :

CAf

(DQO) = R* (DQO) o

R*

CAo

(DQO) o ( 1 - R* )

-278-

De las ecuaciones (8 .6) y (8 .8)

+ (DQO) o (1-R*)

(DQO) 00

(DQO) o

(DQO) - R* (DQO) o

n°- exp .

E

(

(DQO) exp,i

-

(DQO) cal,¡

)2

(8 .7)

(8 .8)

R exp

([im tr )

1/K

(R+1)

- R)

(8 .9)

Se ha utilizado un programa Simplex flexible para opti

mizar los valores de R*, pim y K . La función objetivo se ha defini-

do como :

(8 .10)

donde (DQO)exPi representa cada uno de los valores presentados en~

la Tabla 8 .20 .

(DQO)cal,i es el correspondiente valor calculado por la ecuación

(8.9), para cada valor de R y tr .



El coeficiente de variación (C .V .) utilizado en .el

ajuste, se ha calculado de acuerdo con la siguiente expresión :

C . V .

=

x

100

Valor medio de (DQO) exP .i

Los valores obtenidos de éstos parámetros, son simila-

res a los presentados por Chen y Hashimoto (1978), para valores

de O'Rourke (1968) en digestión anaerobia de lodos . Los valores

calculados por Chen y Hashimoto son los siguientes :

a 35°C

a 25°°-C

p m

pm

K

Función Objetivo

n°- de puntos experimentales - n° de parámetros

Los valores óptimos, obtenidos del ajuste son :

=

0 .33 dias-1

K = 0 .26

- 279 -

0 .13 dias-1

0 .34

El coeficiente refractario dado por O'Rourke es de

0 .36 . Teniendo en cuenta los valores presentados en esta memoria,

se puede observar que son similares a los calculados por Chen y

Hashimoto .

En la Figura 8 .52 se han representado los valores de

DQO total medio, para el caso de comportamiento global del lodo,

ajustado por el modelo de Chen y Hashimoto . En el Apéndice 10 .41

se presentan los valores experimentales y calculados .

~.1 m = 0 .234 dias-1

K = 0 .26

R* = 0 .375

C . V . = 2 .4



- 280 -

CASO I - COMPORTAMIENTO GLOBALMODELO DE CHEN Y HASHIMOTO

o DQO experim.

O DQO calc.

45DQO total medio x 1000

30

tiempo de residencia (días)Figura 8 .52 . Ajuste Caso I - Comportamiento global del lodo .

mnde1 n ÁA Men v HaChimntn

40

35

30

11,11

25

WIL

',`_

20 rp

15 1 1 1 . L 10 5 10 15 20 25



Caso II : Comportamiento global del lodo . Velocidad de crecimiento

de microorganismos constante hasta el consumo del sustra-

to contenido en cada particula .

XA -

- 281 -

En la Sección 5 se ha deducido la expresión correspon-

diente a reactores semicontínuos en donde la velocidad de creci-

miento de microorganismos es constante, para el caso de sustratos

particulados . Cuando se ha consumido todo el sustrato en una partí

cula, lógicamente su velocidad de consumo es nula . Las partículas

o láminas de sustrato, se consideran que tienen el mismo espesor .

La expresión correspondiente es :

0

t- (R+1) 2 ( ln R ) 2

- (

) 2 Un r ) 2

1

R+1

1 0~t 0 ln ( 1 -

(R+1) ln

)

4 0 ln (1 -

1n~..r. 0

R

~.~ trt r

donde XA es el grado de conversión medio para el sustrato .

(8 .12)

Anteriormente se ha comentado que la degradación de

la fracción sólida representa alrededor del 71% de la degradación

total . Por otro lado se ha deducido que la etapa más lenta del

proceso anaerobio es la etapa de solubilización, por lo que no

hay que suponer que la materia orgánica se encuentra solubilizada .

En consecuencia, la ecuación (8 .9), obtenida del modelo de Chen

y Hashimoto para sustratos solubilizados, no se puede utilizar .

Si se emplea la ecuación (8 .9) para ajustar los datos experimenta-

les en el caso de un sustrato particulado, el valor que se obtiene

del parámetro K representa únicamente a un parámetro de la correla

ción que carece de cualquier significado físico o químico . Se

puede deducir que los datos ajustados satisfactoriamente con el

modelo de Chen y Hashimoto, para un valor de K próximo a 0 .25,

también se ajusten convenientemente al modelo propuesto por la

ecuación (8 .12) .



- 282 -

Considerando el coeficiente refractario R*, expresado

por la ecuación (8 .7), se deduce a partir de la ecuación (8 .12)

que :

CAf

(DQO) o -

(DQO)

-

(

O

) 2

(

ln

tr

) 2t

0r

CAo

(DQO)o (1-R*)

~. 8 ln ( 1 - 1

ln 8

)

tr tr

A partir de la ecuación (8 .13) :

(DQO) = (DQO) o - (DQO) o (1-R*) (

Los valores óptimos obtenidos del ajuste son :

=

0.223 días-1

R* = 0 .328

C .V . = 3 .6

( E) ) 2 (ln

tr )2

t

8r

(8 .13)

~t 0 1n ( 1 -

1n

)

tr tr

(8 .14)

Se ha utilizado un programa Simplex flexible para obte

ner los valores óptimos de ~i y R*, empleando como función objeti-

vo, la presentada en la ecuación (8 .10) .

En la Figura 8 .53 se han representado los valores de

DQO total medio, para el caso de comportamiento global del lodo,

cuando la velocidad de crecimiento de microorganismos es constante

hasta el consumo del sustrato contenido en cada partícula . En el

Apéndice 10 .42 se presentan los valores experimentales y calcula-

dos .



- 283 -

CASO II - COMPORTAMIENTO GLOBALVEL. CREC. CONSTANTE HASTA CONSUMO So

DQO experim.

O . DQO calc.

tiempo de residencia (dias)

Figura 8 .53 . Ajuste Caso II - Comportamiento global del lodo .

Veloc . crecimiento constante hasta consumo sustrato .



- 284 -

En consecuencia, el .modelo propuesto puede correlacio-nar satisfactoriamente los resultados experimentales . En este modelo, se han tenido en cuenta el estado físico de la materia orgánica particulada y el comportamiento hidrodinámico para fermentador

semicontínuo . Cualquier modelo cinético se basa en algunas suposi-ciones, y representa por tanto una simplificación del proceso glo-bal . En esta sección se ha considerado un aspecto ignorado enotros trabajos ; este aspecto es considerar la distribución de tiem

pos de residencia para el sustrato particulado . Por tanto los pará

metros cinéticos y simplificaciones consideradas pueden represen-

tar el estado real del sistema de una manera más exacta . No obstan

te, el modelo de Chen y Hashimoto (o bien el modelo de Monod),

se puede utilizar para ajustar los resultados experimentales, pero

el significado del valor de K debe ser discutido para cada caso en

particular . Al menos cuando el valor calculado para el parámetro

K, está próximo a 0 .25, la discusión presentada en este apartado

es útil para caracterizar mejor el proceso .



Caso III : Esquema de dos reacciones :

Sustrato particulado ---s Sustrato solubilizado

biogás

De acuerdo con las características del lodo utilizadoy los resultados experimentales obtenidos, se propone el siguienteesquema de reacción :

MateriaOrgánica Reacción 1Sólidainicial

- 285 -

MateriaOrgánicaSolubilizada

MateriaOrgánicaSolubilizadainicial

(incluyendo la que procede dela fracción sólida solubilizadadurante los primeros días enun reactor discontínuo)

Reacción 2

biogás

(CH4+CO2 )

La reacción 1 corresponde a la solubilización del mate

rial particulado . Los valores correspondientes a la DQO del sólidose han elaborado a partir del balance :

( DQO ) Sólido

( DQO ) total -

(

DQO

) soluble

(8 .15)

En el ajuste de los resultados experimentales de éste

caso, se ha utilizado para obtener los correspondientes parámetros

un procedimiento de ajuste similar al presentado en los casos I

y II .

Con el modelo de Chen y Hashimoto (válido para sustra-

tos solubilizados), se han obtenido los siguientes parámetros :

~im = 0 .226 días-1

K = 0 .168

R* = 0 .432

C . V . = 3 .6



- 286 -

Empleando la-ecuación (8 .14), presentada en el caso II

(velocidad de crecimiento de microorganismos constante hasta el

consumo de sustrato), se han obtenido los siguientes parámetros :

R*

C . V .

En las Figuras 8 .54 y 8 .55 sé presentan los valores

experimentales y calculados por los dos modelos .

Se puede observar que los valores experimentales están

próximos a los calculados por los dos procedimientos . El parámetro

K obtenido con el modelo de Chen y Hashimoto no tiene significado

físico, debido al hecho de que

pos de residencia . Suponiendo

microorganismos constante hasta el consumo del sustrato contenido

en cada partícula, los valores de DQO

tar satisfactoriamente por la ecuación

en la Figura 8 .55 . El coeficiente de

caso (6 .5%), lógicamente es mayor que

obtenido para el modelo de Chen y Hashimoto (3 .6%), porque en el

modelo cinético presentado en el caso II hay dos parámetros ( . .4 yR*) en lugar de los tres que hay en el modelo de Chen y Hashimoto

( Nm , K y R*) . No obstante, el valor de 6 .5% en el coeficiente de

variación es lo suficientemente pequeño como para poder considerar

el modelo cinético y los parámetros obtenidos, como representati-

vos del proceso .

se ignora la distribución de tiem-

una velocidad de crecimiento de

del sólido, se pueden ajus-

(8 .14), tal como se observa

variación obtenido en este

el coeficiente de variación

Para la reacción 2, correspondiente a la degradación

del sustrato solubilizado, el modelo de Chen y Hashimoto es el

adecuado, ya que el sustrato se encuentra solubilizado . Teniendo

en cuenta que el valor inicial de la DQO soluble es igual a 10100

mg/l, se puede escribir :

0 .223 días-1

= 0 .365

= 6 .5



40D00 materia Particulada x 1000

35

30

25

20

15

- 287 -

CASO III -- REACCION DE SOLUBILIZACIONMODELO DE CHEN Y HASHIMOTO

o DQO experim.

0 DQO calc.

0 5 10 15 20 25 30


Figura 8.54 . Ajuste Caso III - Reacción de solubilización .

Modelo de Chen y Hashimoto .



aoDQO materia Particulada x 1000

35

30

25

20

15

- 288 -

CASO III - REACCION DE SOLUBILIZACIONVEL. CREC. CONSTANTE HASTA CONSlMO S0 DQO experim.

o DQO calc.


Figura 8 .55. Ajuste Caso III - Reacción de solubilización .

Veloc . crecimiento constante hasta consumo sustrato .



m

- 289 -

DQO soluble

10100

DQO soluble

10100

(8 .16)

Los parámetros

p m y K de la ecuación (8 .16) se han determinado

de la manera siguiente :

En la Tabla 8 .21 se presentan los valores correspon-

dientes a la concentración de materia orgánica, a lo largo de las

etapas de un fermentador semicontínuo :

- DQO soluble al inicio de la etapa de reacción (Z)

- DQO material particulado al inicio de la etapa de reacción (U)

- DQO soluble al final de la etapa de reacción (X)

- DQO material particulado al final de la etapa de reacción (Y) .

Se puede observar que las variaciones de DQO son lo

bastante pequeñas como para considerar que el fermentador discontí

nuo es diferencial entre las condiciones iniciales y finales .

Asimismo se han obtenido los valores medios de :

- Valor medio de DQO soluble (V)

- Valor medio de DQO del material particulado (W)

La velocidad de crecimiento de microorganismos p, para

la degradación del sustrato solubilizado en el reactor diferencial,

se puede calcular por la expresión :

4 =

tiempo de reacción

concentración media de mat . orgánica solubilizada

cantidad microorg . generados

velocidad formación microorg .

tiempo reacción

concentración de microorgan .

concentrac . media microorg .

cantidad degradada de materia orgánica solubilizada

(8 .17)



TABLA 8.21

VALORES DE DQO EMPLEADOS EN LA DETERMINACION DE LOS PARAMETROS CINETICOS CORRESPONDIENTES A LA FERMENTACION

DE LA MATERIA ORGANICA SOLUBILIZADA (mg/1) .

= 39150

X (DQO SOLUBLE EN EL LODO DIGERIDO )

Y (DQO DE LA MATERIA PARTICULADA EN EL LODO DIGERIDO)

Z (DQO SOLUBLE AL COMIENZO DE LA ETAPA DE REACCION EN UN DIGESTOR SEMICONTINUO)

Z =

R + 1

U (DQO DE LA MATERIA PARTICULADA AL COMIENZO DE LA ETAPA DE REACCION EN UN DIGESTOR SEMICONTINUO)

V (VALOR MEDIO DE DQO SOLUBLE EN EL DIGESTOR )

V = Z+

X

W (VALOR MEDIO DE DQO DE LA MATERIA PARTICULADA EN EL DIGESTOR)

W = U + Y2

R X + M

M ( DQO soluble en el alimento ) = 10100 N ( DQO de la materia particulada en el alimento )

TIEMPORESIDENCIA X Y Z U V W

5 7034 36904 7647 37353 7341 37129 0 .222

7 5623 21411 6263 23945 5943 22678 0 .153

10 3807 19476 4436 21443 4121 20460 0 .105

15 3040 17049 3511 18522 3276 17786 0 .0718

20 2500 17025 2880 18131 2690 17578 0 .0512

25 1921 18074 2248 18917 2085 18496 0 .0408



A partir de un balance de DQO entre las condiciones

iniciales y finales en un fermentador discontínuo, y teniendo en

cuenta el esquema de solubilización de la materia presentado al

principio de este caso, se puede escribir que :

Cantidad degradada de materiaorgánica solubilizada

Concentración media de materia

_orgánica que se ha solubilizado

De las ecuaciones (8 .17), (8 .18) y (8 .19) se deduce :

!I _

(8 .20)( 1 día ) ( 10100 - V + 39150 - W

Los valores experimentales de p que se han determina-

do utilizando la ecuación (8 .20), se presentan asimismo en la Ta-

bla (8 .21) .

Utilizando un programa Simplex flexible, con los valo-

res experimentales de ~i, se han determinado los valores óptimos

de p m _ y K (correspondientes a la ecuación (8 .16)

) .

La función objetivo que se ha empleado en este caso

es la siguiente :

F . 0 .

n°- exp .

E

i=1

- 291 -

X - Z - Y - U

24exp,i - 4 cal,i )

Los valores óptimos encontrados en el ajuste son :

m =

0.408 días-1

K = 2 .257

C . V .

=

5.6

X - Z + Y - U (8 .18)

10100 - V - 39150 - W

(8 .19)

(8 .21)



En la Figura 8 .56 se han representado los valores expe

rimentales y calculados de I frente ' al tiempo de residencia . A la

vista de la figura, se observa una buena correlación .

Por tanto para la degradación del sustrato solubiliza-

do, se puede escribir la siguiente ecuación :

CA

10100= 0 .408

= 0.408CA2 .257 + ( 1 - 2 .257 )

- 292 -

10100

CA

22795 .7 - 1 .257 CA

(8 .22)

Esta ecuación es diferente de la que corresponde al

modelo de Monod, ya que el valor de K en el modelo de Chen y Hashi

moto es superior a l . Si el valor de K fuera menor que 1, se po

dría obtener a partir del modelo de Chen y Hashimoto, la ecuación

correspondiente al modelo de Monod . Muchas de las expresiones ciné

ticas encontradas en la bibliografía, corresponden a la degrada-

ción de sustratos solubles, basadas en la ecuación de Monod y por

tanto no es posible realizar una comparación de los valores obteni

dos . Sin embargo, un parámetro que tiene una gran influencia sobre

la generación de mícroorganismos, es el valor máximo de la veloci-

dad específica de crecimiento de microorganismos . De acuerdo con

el modelo de Chen y Hashimoto, este valor máximo viene indicado

por u m .

Para los experimentos realizados a 32 .5°°-C, el valor de

P m

es

igual a

0.408 días -1 . El "washout" de los microorganismos

para un reactor contínuo de tanque agitado tiene lugar para tiem-

pos de residencia iguales a l/p m .

Pavlostathis y Gosset (1986) han desarrollado un mode-

para predecir el comportamiento de un digestor cuando

sea lodo biológico . Estos investigadores proponen algu

muerte/lisis de la células vivas, solubilizaci6n del

De acuerdo con los

lo cinético

el alimento

nas etapas :

sustrato sólido, acidogénesis y metanogénesis .

parámetros obtenidos y las representaciones gráficas presentadas,



- 293 -

CASO III - VELOCIDADES DE REACCION

o VELOC. exp.

o VELOC. calc.

0 5 10 15 20 25 30


Figura 8 .56 . Ajuste Caso III = Comparación de velocidades de reacción .



- 294 -

se deduce que para la reacción global, considerando la acidogéne-

sis y metanogénesis, el "washout" ocurre para tiempos de residen-

cia próximos a 3 días, a la temperatura de 35°°-C . Este valor corres

ponde a una velocidad específica de crecimiento de microorganismos

igual a 0 .33 días-1 .

Rozzi y Verstraete (1981) han estudiado la influencia

de la concentración de lodo en el proceso de contacto anaerobio .

Consideran que tienen lugar dos reacciones : solubilización/hidróli

sis de los sólidos orgánicos suspendidos, y degradación del sustra

to solubilizado . De acuerdo con los valores de los parámetros co-

rrespondientes a la degradación del sustrato solubilizado y las

gráficas presentadas, el "washout" de los microorganismos que se-

gregan los enzimas responsables de la metanización del sustrato

solubilizado tiene lugar para tiempos de residencia próximos a

5 días . Utilizando el modelo de Chen y Hashimoto se obtiene un

valor de 4 m de 0 .25 días-1 . Por tanto el valor de ~i m obtenido en

este trabajo para la metanización del sustrato solubilizado es

del mismo orden al considerado por estos investigadores . No obstan

te, la variación del consumo de sustrato solubilizado está de a-

cuerdo con los resultados experimentales obtenidos . Si se quiere

utilizar la ecuación de Monod, como representativa del proceso

(para valores de K< l), se obtendría una mayor disminución de la

concentración de sustrato solubilizado .

Por otro lado, si se compara la ecuación (8 .22), co-

rrespondiente a la degradación de sustrato solubilizado, con las

ecuaciones correspondientes a la solubilización

culado, se observa que la etapa más lenta es la

lización, pero el sustrato una vez solubilizado

damente . Esta conclusión está de

mentales si se tiene en cuenta que la concentración

solubilizado disminuye conforme

La solubilización del material particulado tiene lugar

parte para tiempos de residencia comprendidos entre 10 y 15 días,

aunque quede en disolución una considerable concentración de sus-

de material parti-

reacción de solubi

no se degrada rápí

acuerdo con los resultados experi

de sustrato

aumenta el tiempo de residencia .

en su mayor



- 295 -

trato soluble sin degradar . Para la degradación completa del sus-

trato solubilizado hacen falta mayores tiempos de residencia .

Algunos artículos publicados estudian la digestión

anaerobia de diferentes tipos de lodos de aguas residuales y otrosresiduos orgánicos diferentes, a distintas condiciones de operación y tipos de fermentador . Por todo ello se han propuesto los

correspondientes modelos cinéticos y se han obtenido los paráme-

tros respectivos .

La contribución de este trabajo en el estudio de la

degradación del material particulado y la formación de metano en

reactores semicontínuos, teniendo en cuenta un aspecto físico igno

rado por otros trabajos, es la siguiente : la distribución de tiem-

pos de residencia para los sólidos . Basándose en ello se han obte-

nido y discutido las correspondientes ecuaciones de diseño para

digestores que funcionen en régimen semicontínuo .



- 296 -

8.4 .

DISCUSION GLOBAL DE LOS RESULTADOS EXPERIMENTALES .

A partir de los resultados experimentales obtenidosse pueden analizar tres aspectos fundamentales :

a) Degradación de la materia orgánica y producción de metano .

b) Etapa o etapas controlantes del proceso .

c) Cinética global del proceso .

Cada uno de estos aspectos se analizan a continuación :

8 .4 .1 . DEGRADACION DE LA MATERIA ORGANICA Y PRODUCCION

DE METANO .

En base a los resultados obtenidos con reactores fun-

cionando en régimen discontínuo o semicontínuo con grandes tiempos

de reacción o tiempos de residencia, la reducción de la materia

orgánica inicial contenia en el lodo es del orden del 53 - 61%

(considerando sólidos totales volátiles) .

La producción de metano se sitúa entorno a :

0 .103 - 0 .208 (1 CH4 )/(g STV) o (en condiciones normales)

0 .063 - 0 .199 (1 CH4)/(g DQOtot)o (en condiciones normales)

Estos valores son similares a los obtenidos por otros

investigadores, tal como se observa en la Tabla 4 .1 .



- 29 7 -

8.4 .2 .

ETAPA 0 ETAPAS CONTROLANTES DEL PROCESO.

De acuerdo con los resultados obtenidos, se comprende

que haya existido disparidad entre los distintos autores sobre

cual es la etapa controlante en el proceso de digestión anaerobia

de lodos . La materia orgánica contenida en el lodo no tiene un

comportamiento uniforme desde el punto de vista de su degradabili-

dad :

Hay una pequeña fracción orgánica sólida que se solubiliza

rápidamente durante los primeros días en un proceso discontí-

nuo de fermentación . Esta pequeña fracción sólida es responsa

ble del aumento del contenido en ácidos volátiles y disminu-

ción del pH en el período inicial . Por tanto para esta peque-

ña fracción de materia sólida, la etapa controlante sería

la metanogénesis de los ácidos volátiles formados .

- La degradación de los ácidos volátiles disueltos y formados

a partir de la fracción sólida fácilmente hidrolizable justi-

fica la presencia de ciclos en la producción de metano en

fermentadores discontínuos .

Para la mayor parte de la fracción orgánica sólida, la etapa

más lenta es su solubilización . Ello se deduce de los resulta

dos obtenidos con los fermentadores funcionando en régimen

discontínuo o semicontínuo, como consecuencia de la disminu-

ción de la materia orgánica solubilizada a valores altos de

tiempo de reacción y tiempo de residencia .



-298-

8 .4 .3 .

CINÉTICA GLOBAL APARENTE DEL PROCESO.

En los experimentos realizados en reactores discontí-nuos, se ha aplicado un modelo cinético donde se asume que la velo

cidad específica de crecimiento de microorganismos es directamente

proporcional a la fracción de sustrato no degradado . Los paráme-

tros de correlación obtenidos por los ajustes realizados para los

seis experimentos, se muestran en la Tabla 8 .22 .

TABLA 8.22

PARAMETROS DE CORRELACION DE LOS EXPERIMENTOS DISCONTINUOS .

(*) Volumen medido en condiciones normales .

Los valores de p m ,

correspondientes

a 35°C están en

el intervalor de 0 .120 + 0 .034 (días-1 ) . Estos valores son simíla-

res a los obtenidos por Beba Atalay (1986), que han estudiado la

digestión anaerobia de excrementos de ganado en fermentadores dis-

contínuos a 35°°-C con un modelo matemático similar . Para la tempera

tura de 32 .5°°-C, los valores de p. estánm+ 0 .003 días-1 .

en el intervalo 0 .072

De los experimentos correspondientes a los reactores

funcionando en régimen semicontínuo a 32 .5°°-C, se ha deducido y

discutido la cinética global del proceso, y las cinéticas de las

EXPERIMENTO T

(°°-C)11

(días-1)máx Vm

(1 CH4 )/(1 reac .)*

Dl 35 0 .1547 6 .259

D2 35 0 .0928 6 .755

D3 35 0 .0857 4 .963

D4 35 0 .1203 4 .106

D5 32 .5 0 .0702 8 .049

D6 32 .5 0 .0749 7 .856



- 299 -

reacciones de solubilización del material particulado y la degrada

ción de la materia orgánica solubilizada . Considerando el proceso

global de degradación del material orgánico (particulado + solubi-

lizado), se han obtenido mediante la ecuación de Chen y Hashimoto

(considerada únicamente a efectos de correlación), los valores de

pm = 0 .234 días-1 y K = 0 .26 .

Por tanto se observa que considerando el proceso glo-

bal, la fermentación de lodos de depuradora es sensiblemente más

rápida en reactores semicontínuos (próximos al reactor de mezcla

perfecta) que en reactores discontínuos .

De entre los diferentes modelos cinéticos propuestos

en la bibliografía para el proceso global (ver Apartado 4 .2), se

puede deducir que los resultados experimentales obtenidos en régi-

men discontinuo y continuo se pueden justificar en base a modelos,

que consideran el efecto autocatalítico debido a la generación

de microorganismos . No obstante los modelos cinéticos que conside-

ran el proceso global en ambos tipos de reactores son distintos . . .-

Ello se puede justificar teniendo en cuenta que en

los reactores discontínuos hay una degradación secuencial de dife-

rentes sustratos (como se observa

que provoca una disminución del

y también la obtención de una ley

en reactores semicontínuos, donde el proceso de degradación debe

ser continuo, con posibilidad de alcanzar un régimen cuasiestacio-

nario .

claramente con el ácido acético)

proceso global de fermentación,

cinética diferente a la deducida



- 300 -

8.5.

COMPARACION DE LOS DATOS OBTENIDOS EN EL LABORATORIO CON

LOS CORRESPONDIENTES A LA PLANTA DEPURADORA DE ALICANTE .

Con los datos obtenidos a escala de laboratorio y los

correspondientes modelos cinéticos se puede

de fermentación de los digestores instalados

ra de Alicante . Teniendo en cuenta que hay tres

tión, dos digestores primarios en paralelo con

dencia de 24 días, y un digestor secundario con

ción de 9 .5 días, que recibe los fangos procedentes de los digesto

res primarios, la fermentación de la materia orgánica bíodegrada-

ble debería ser total .

calcular la capacidad

en la planta depurado

unidades de diges-

un tiempo de res¡-

un tiempo de reten

La información que se dispone sobre caudales de alimen

tación de sólidos y producción de biogás es incompleta, por lo

que no se ha podido hacer una comparación fiable . No obstante,

el caudal de metano obtenido es del mismo orden, dentro de un am-

plio intervalo, que el predicho a partir de los resultados experi-

mentales obtenidos en el laboratorio .



C 0 N C 1 U S 1 0 N E S



9 . CONCLUSIONES .

-301-

Como consecuencia del estudio experimental realizadosobre la producción de biogás por fermentación anaerobia de lodosde aguas residuales urbanas, cuyos resultados se presentan en estamemoria, se han deducido las siguientes conclusiones :

1/ Los datos de producción de metano de los diferentes lodos

utilizados, considerando el estado de mayor digestión de

los experimentos realizados, varía en el rango :

0 .11 - 0 .24 (1 CH4 )/(g STV) o(encond . normales)

0.07 - 0 .20 (1 CH4)/(g DQOtot)0(en cond . normales)

Considerando la - materia orgánica (determinada como DQO),

la fracción de material sólido no degradable se puede esti-

mar entre el 33 - 43% .

2/ En los reactores que funcionaban en régimen discontínuo se

han observado unos ciclos de aumento y disminución en la

velocidad de producción de metano, que se pueden justificar

basándose en las diferentes velocidades de degradación delácido acético (presente en el lodo inicial, y el formado

como producto intermedio) y el resto de la materia orgánica .

De la evolución de la DQO soluble se deduce que existe una

fracción sólida que se solubiliza durante los primeros días .

Posteriormente la degradación del resto del material sólido

y del solubilizado transcurre más lentamente . En consecuen-

cia, hay una pequeña fracción del material particulado que

se solubiliza rápidamente y por tanto para esta fracción

la etapa lenta es la correspondiente a la degradación de

los ácidos volátiles formados . No obstante, para la mayor

parte del material particulado, la etapa más lenta correspon

de a su solubilizacion .



- 302 -

3/ Se ha observado que los resultados experimentales de los

reactores discontínuos, se podrían correlacionar a la si-

guiente ecuación :

_

m ( S / S )o

Los valores de p m obtenidos de los ajustes correspondientes

están comprendidos alrededor de 0 .0702 días-1 a 32 .5°C y

de 0 .12 días-1 a 35°C .

4/ De los resultados obtenidos de los reactores que funcionan

en régimen semicontínuo, se ha deducido que la etapa más

lenta del proceso es la solubilizaci6n del material orgánico

sólido presente en el lodo inicial . No obstante se requierenelevados tiempos de residencia para degradar el material

solubilizado . El material particulado biodegradable se solu-biliza casi en su totalidad para un tiempo de residenciade 15 días .

5/ Se han realizado los correspondientes ajustes de los resulta

dos experimentales obtenidos a 32 .5°°-C en reactores semicontínuos, a diferentes modelos cinéticos . Si se considera el

proceso global de digestión (sin diferenciar la fracción

orgánica solubilizada de la que no lo está), los resultados

experimentales se pueden interpretar de acuerdo con el mode-lo de Chen y Hashimoto . Los valores de los parámetros obten_idos son los siguientes :

~l m = 0 .234 días-1

K = 0 .26

6/ La fracción mayoritaria del lodo inicial corresponde a lafracción no solubilizada : Como consecuencia de ello y yaque la etapa lenta de la fracción sólida puede ser su solubi

lización, se requiere tener en cuenta el carácter particula-

do de estos lodos . Considerando el proceso global (sin dife-

renciar la fracción orgánica solubilizada de la que no lo

está), los datos experimentales obtenidos en reactores semi-

contínuos a 32 .5°°-C, se pueden interpretar admitiendo que

la velocidad específica de crecimiento de microorganismos

permanece constante hasta el consumo del sustrato . El valor



- 303 -

de esta velocidad específica (obtenida por correlación de

los datos experimentales a la ecuación obtenida en esta memo

ria) es igual a 0 .223 días -1 .

7/ El proceso de digestión de lodos se puede interpretar adecua

damente mediante las siguientes reacciones en serie :

Materia

MateriaOrgánica

Orgánica -Sólida

Solubilizada

- Modelo de Chen y Hashimoto :

zados en reactores semicontínuos, son los siguientes :

4 m

=

0 .408 días-1

K = 2 .257

Formaciónde

biogás

Los parámetros cinéticos obtenidos de los experimentos real¡

Reacción de solubilización del material orgánico sólido

(considerando el carácter particulado) :

(hasta el consumo del sustrato) = 0 .223 días

Reacción de formación de biogás a partir del material or-

gánico solubilizado .

8/ De la comparación de los resultados obtenidos con reactores

discontínuos y semicontínuos se deduce que el proceso de

digestión transcurre considerablemente más rápido en reacto

res semicontínuos que en reactores discontínuos . Ello se

debe probablemente al carácter secuencial de consumo de sus-

trato que tiene lugar en los reactores discontínuos .



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