Proyecto Fin de Carrera

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1 UNIVERSIDAD DE SEVILLA ESCUELA SUPERIOR DE INGENIEROS DEPARTAMENTO DE INGENIERÍA QUÍMICA Y AMBIENTAL Proyecto Fin de Carrera INGENIERÍA BÁSICA DE UNA PLANTA PILOTO DE PRODUCCIÓN DE 13 kg/h DE BIODIESEL A PARTIR DE MICROALGAS Y MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Autor: Carlos Ramírez Márquez Tutor: Prof. Dr. Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Diciembre 2011

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3 DEDICATORIA Y AGRADECIMIENTOS A mi familia, en especial a mi madre y mi abuela. Haciendo un gran esfuerzo por recordar algún momento en el que no haya recibido el apoyo de mi madre, no encuentro ninguno, y eso, aunque parezca algo normal, no es fácil de tener. Mi abuela, que aunque ya no puedo verla, no dejo de recordarla cada día, sacándome una sonrisa, y eso y muchas cosas más, me demuestran lo importante que es para mí. A Verónica que ha sido, y espero que siga siendo siempre, más que mi novia, aunque no le guste esa palabra. No ha dejado de apoyarme nunca, incluso en los momentos de agobios, tanto míos como suyos. Creo que me costará mucho devolvérselo todo, aunque sé que no le preocupa, porque nunca hace nada esperando algo a cambio. A mi mejor amigo Dani, porque ha dejado muchas veces su tiempo libre a parte para ayudarme a manejar el programa Autocad. Además, espero contribuir con ésto, y de otras muchas formas, a que pase mejor los malos momentos que está viviendo. A mi tutor Francisco Javier Gutiérrez Ortiz, por resolverme todas mis dudas con tanta rapidez y por darle al proyecto la importancia que tiene y que ha hecho que aprenda tanto al hacerlo.

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5 ÍNDICE Página 1.- INTRODUCCIÓN EFECTO INVERNADERO Y CALENTAMIENTO GLOBAL POLÍTICAS ENERGÉTICAS BIOCOMBUSTIBLES PRODUCCIÓN DE BIODIESEL Materia prima Procesos Químicos para la obtención de biodiesel Procesos industriales para la producción de biodiesel BIODIESEL A PARTIR DE MICROALGAS Y TRANSESTERIFICACIÓN SUPERCRÍTICA Biodiesel a partir de microalgas Transesterificación supercrítica MEMORIA JUSTIFICATIVA ALCANCE Y OBJETO Alcance del sistema de obtención de microalgas y del aceite en ellas contenido Alcance del sistema de producción de biodiesel mediante transesterificación supercrítica JUSTIFICACIÓN Elección del biodiesel como combustible Elección de las microalgas como materia prima Elección de la transesterificación con bioetanol supercrítico MEMORIA DESCRIPTIVA DESCRIPCION GENERAL SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO Tipo de fotobiorreactor Especie de microalga Descripción del sistema SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Tanques de almacenamiento Intercambiadores de calor Calentadores eléctricos Reactores Separadores Flash Separadores líquido-líquido Condensador Tanques Buffer Lazos de control e instrumentación Tuberías y accesorios Bombas Válvulas de control...84 i

6 4.- MEMORIA DE CÁLCULO SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO Parámetros que influyen en el diseño del fotobiorreactor Diseño del fotobiorreactor Diseño de la red de abastecimiento de aire y de CO Diseño del proceso de filtrado Diseño del proceso de secado Diseño del proceso de prensado SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Balance de materia Balance de energía Intercambiadores de calor Calentadores eléctricos Reactores Tanques de almacenamiento Separadores flash adiabáticos Separadores líquido-líquido Condensador Tanques Buffer Tuberías Bombas ESPECIFICACIONES DE EQUIPOS SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO Fotobiorreactor Red de abastecimiento de aire Filtro Prensa SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Tanques de almacenamiento Intercambiadores de calor Calentadores eléctricos Reactores Separadores flash Separadores líquido-líquido Tanques buffer Condensador Bombas Válvulas Red de tuberías Instrumentación PRESUPUESTO ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS TANQUES ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS INTERCAMBIADORES DE CALOR Y DEL CONDENSADOR ii

7 6.3.- ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS FOTOBIORREACTORES COSTE DE INVERSIÓN COSTE DE PRODUCCIÓN ANEXO I.- ELECCIÓN DEL FOTOBIORREACTOR I.1.- TIPOS DE REACTORES SEGÚN SU CONFIGURACIÓN GEOMÉTRICA I Reactor tubular vertical (VTR) I Reactor tubular horizontal (HTR) I Reactor tubular helicoidal I Reactor tubular tipo α I Reactor de placa plana I Reactores de tipo fermentativo ANEXO II.- PROPIEDADES II.1.- DENSIDAD II.2.- CAPACIDAD CALORÍFICA II.3.- VISCOSIDAD II.4.- CONDUCTIVIDAD TÉRMICA II.5.- CÁLCULO DE LAS PROPIEDADES DE LAS CORRIENTES ANEXO III.- DISEÑO DEL SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO ANEXO IV.- PLANOS IV.1.- FOTOBIORREACTOR IV.2.- RED DE ABASTECIMIENTO DE AIRE A LOS FOTOBIORREACTORES IV.3.- P&ID IV.4.- TANQUES DE ALMACENAMIENTO IV.5.- SEPARADORES FLASH IV.6.- REACTORES SUPERCRÍTICOS IV.7.- SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO IV.8.- INTERCAMBIADORES DE CALOR IV.9.- CONDENSADOR IV.10.- TANQUES BUFFER BIBLIOGRAFÍA iii

8 ÍNDICE DE TABLAS Página Tabla 1.1 Características de los principales GEI 4 Tabla 1.2 Ácidos grasos más comunes 12 Tabla 1.3 Propiedades de los ácidos grasos más comunes 13 Tabla 1.4 Composición de aceites vegetales 15 Tabla 1.5 Condiciones típicas de operación de la trasesterificación básica 18 Tabla 1.6 Condiciones típicas de operación de la esterificación ácida 25 Tabla 1.7 Condiciones de operación más habituales 27 Tabla 1.8 Contenido en aceite de distintas especies de microalgas 34 Tabla 2.1 Rendimiento por hectárea de distintas fuentes de aceite 44 Tabla 3.1 Composición del aceite de microalgas 57 Tabla 4.1 Parámetros de diseño. Fotobiorreactor 91 Tabla 4.2 Diámetros de conductos de la red de abastecimiento de aire 105 Tabla 4.3 Pérdida de carga en las líneas de abastecimiento de aire a los fotobiorreactores 107 Tabla 4.4 Características del cartucho Super Micro-Screen Tabla 4.5 Datos necesarios para el balance de materia 115 Tabla 4.6a Resultados del balance de materia (mol/h) 118 Tabla 4.6b Resultados del balance de materia (g/h) 119 Tabla 4.7 Características del FAEE obtenido 120 Tabla 4.8 Parámetros utilizados en el balance de energía 121 Tabla 4.9 Resultados del balance de energía 122 Tabla 4.10 Parámetro de diseño. Intercambiadores de calor 124 Tabla 4.11 Características de los tubos (norma ANSI) que forman los intercambiadores 127 Tabla 4.12 Números de Reynolds y Prandtl. Intercambiadores de calor 127 Tabla 4.13 Resultados del diseño de los intercambiadores de calor 132 Tabla 4.14 Cálculo iterativo de hi del segundo intercambiador 133 Tabla 4.15 Parámetros de diseño. Calentadores eléctricos 134 Tabla 4.16 Resultados del diseño de los calentadores eléctricos 135 Tabla 4.17 Parámetros de diseño. Reactores 135 Tabla 4.18 Presión y temperatura crítica del metanol y el bioetanol 138 Tabla 4.19 Condiciones de operación 140 Tabla 4.20 Resultados del diseño de los reactores 143 Tabla 4.21 Resultados de los espesores de los reactores 146 Tabla 4.22 Tipo de agitador en función de la viscosidad 146 Tabla 4.23 Resultados del diseño de los agitadores 149 Tabla 4.24 Parámetros de diseño. Tanques de almacenamiento de materias primas 149 Tabla 4.25 Resultados del diseño de los tanques de almacenamiento de materias primas 152 Tabla 4.26 Propiedades necesarias para introducir componentes en Aspen 154 iv

9 Tabla 4.27 Resultados de la simulación. Separador flash 156 Tabla 4.28 Resultados del diseño de los separadores flash 160 Tabla 4.29 Parámetros de diseño. Separador líquido-líquido 161 Tabla 4.30 Resultados de la simulación. Separador líquido-líquido 163 Tabla 4.31 Criterio de sedimentación. Valores del módulo de dispersión 164 Tabla 4.32 Efectos del flujo lateral 166 Tabla 4.33 Relación H/D en función del volumen ocupado por la fase continua 168 Tabla 4.34 Resultados del diseño de los separadores líquido-líquido 169 Tabla 4.35 Parámetros de diseño. Condensador 170 Tabla 4.36 Calores de los fenómenos que se dan en el condensador 174 Tabla 4.37 Datos necesarios para el diseño termodinámico del condensador 175 Tabla 4.38 Cálculo de las DTLMi 179 Tabla 4.39 Resultados del diseño termodinámico del condensador 180 Tabla 4.40 Dimensiones del condensador 181 Tabla 4.41 Parámetros de diseño. Tanques buffer 181 Tabla 4.42 Resultados del diseño de los tanques buffer 184 Tabla 4.43 Parámetros de diseño. Red de tuberías 185 Tabla 4.44 Caudales volumétricos 186 Tabla 4.45 Diámetros de las tuberías de mayor caudal volumétrico 187 Tabla 4.46 Diámetros de la red de tuberías 188 Tabla 4.47 Espesores de aislamiento según temperatura y diámetro 189 Tabla 4.48 Resultados de los espesores de aislamiento 190 Tabla 4.49 Pérdida de carga. Red de tuberías 192 Tabla 4.50 Caudal y presión. Bombas 193 Tabla 6.1 Resultados coste de tanques 240 Tabla 6.2 Resultados coste de intercambiadores 244 Tabla 6.3 Coste de inversión 245 Tabla 6.4 Coste de producción diaria 247 Tabla II.1 Valores de α y k para el cálculo de la densidad 261 Tabla II.2 Valores de la capacidad calorífica de la tripalmitina 262 Tabla II.3 Valores de la capacidad calorífica del bioetanol líquido 264 Tabla II.4 Valores de la capacidad calorífica del bioetanol gaseoso 265 Tabla II.5 Comparativa de la capacidad calorífica del FAEE: método de Rúzicka y un simulador 266 Tabla II.6 Valores de la viscosidad del aceite 267 Tabla II.7 Valores de la viscosidad del agua 268 Tabla II.8 Valores de la viscosidad del bioetanol 269 Tabla II.9 Valores de la viscosidad del FAEE 270 Tabla II.10 Valores de la viscosidad de la glicerina 270 Tabla II.11 Valores de la conductividad térmica del bioetanol 273 Tabla II.12 Valores de la conductividad térmica de la glicerina 274 v

10 ÍNDICE DE FIGURAS Página Figura 1.1 Evolución de la concentración de los GEI 5 Figura 1.2 Evolución de las emisiones de GEI en España y Andalucía desde 1990 hasta Figura 1.3 Evolución de la temperatura superficial de la Tierra 6 Figura 1.4 Porcentaje de biocarburantes en el consumo total de carburantes utilizados en España 10 Figura 1.5 Producción y capacidad de producción de biodiesel en España 10 Figura 1.6 Etapas de la reacción de transesterificación 19 Figura 1.7 Reacción de neutralización de FFA 20 Figura 1.8 Reacción de saponificación de triglicéridos 21 Figura 1.9 Reacción de hridrólisis de triglicéridos a diglicéridos 21 Figura 1.10 Diagrama de bloques. Transesterificación clásica 22 Figura 1.11 Reacción de esterificación ácida 24 Figura 1.12 Diagrama de bloques. Esterificación ácida 25 Figura 1.13 Reacción de hidrólisis de triglicéridos 26 Figura 1.14 Diagrama de bloques. Proceso discontinuo 28 Figura 1.15 Reactor flujo pistón y reactor CSTR 29 Figura 1.16 Diagrama de bloques. Proceso continuo 30 Figura 1.17 Diagrama de bloques. Sistema de esterificación 31 Figura 1.18 Diagrama de bloques. Proceso combinado esterificación-transesterificación 32 Figura 3.1 Diagrama de bloques. Proceso completo 50 Figura 3.2 Diagrama de bloques. Cultivo de microalgas y extracción del aceite en ellas contenido 56 Figura 3.3 Inyección de aire en el fotobiorreactor 59 Figura 3.4 Diagrama de bloques. Transesterificación supercrítica 64 Figura 3.5 Calentador eléctrico de circulación 68 Figura 3.6 Esquema Agitador F-M-TE-PRP 70 Figura 3.7 Lazos de control. Reactores 76 Figura 3.8 Lazos de control. Separadores flash 78 Figura 3.9 Brida con asiento para soldar 83 Figura 4.1 Fotobiorreactor 92 Figura 4.2 Disposición de los circuitos en la superficie de cultivo 96 Figura 4.3 Sistema airlift 98 Figura 4.4 Separador de gases 100 Figura 4.5 Disposición de la red de abastecimiento de aire 103 Figura 4.6 Ábaco de Moody 107 Figura 4.7 Disposición de la red de abastecimiento de CO Figura 4.8 Radiación solar diaria, La Rinconada (año 2010) 113 Figura 4.9 Diagrama de flujo. Transesterificación supercrítica 116 Figura 4.10 Intercambiadores de doble tubo 123 vi

11 Figura 4.11 Reactores 136 Figura 4.12 Diagrama P-T de la mezcla metanol-aceite. Efecto cosolvente 139 Figura 4.13 Constante cinética en función de la temperatura de operación y del alcohol utilizado 141 Figura 4.14 Curvas de Np para distintos de agitadores 148 Figura 4.15 Tanques de almacenamiento de materias primas 150 Figura 4.16 Separadores flash 153 Figura 4.17 Esquema para resolver el separador flash en Aspen 155 Figura 4.18 Dimensiones generales de los separadores flash 157 Figura 4.19 Factor de velocidad de separación 158 Figura 4.20 Separador líquido-líquido 162 Figura 4.21 Esquema para resolver el separador líquido-líquido en Aspen 162 Figura 4.22 Sección transversal del separador líquido-líquido 167 Figura 4.23 Condensador 172 Figura 4.24 Gráfica correlación de Akers 177 Figura 4.25 Tanques buffer 182 Figura 6.1 Precio base de los intercambiadores de calor 241 Figura 6.2 Factor de corrección por presión de operación 242 Figura 6.3 Factor de corrección global 243 Figura I.1 Reactor tubular vertical: columna borboteada y airlift 252 Figura I.2 Ilustración de la trayectoria de la luz y de los ciclos luz/oscuridad 253 Figura I.3 Reactor tubular horizontal 254 Figura I.4 Reactor tubular helicoidal 255 Figura I.5 Reactor tubular tipo α 256 Figura I.6 Reactor de placa plana 256 Figura I.7 Reactor tipo fermentativo 257 Figura II.1 Ajuste del Cp del bioetanol líquido 264 Figura II.2 Conductividad térmica del FAEE 274 Figura III.1 Representación gráfica del N Re en función del diámetro del separador líquido-líquido 281 Figura III.2 Representación gráfica de long. en función del diámetro del separador líquido-líquido 281 vii

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13 1.- INTRODUCCIÓN 1

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15 En este primer capítulo se abordan unos aspectos generales, con el objeto de enmarcar el contenido del proyecto. Por lo tanto una vez finalizado éste, se tendrá una visión global del problema y de la mejora propuesta. El capítulo se estructura en cinco apartados. El primero se centra en el efecto invernadero y el calentamiento global, mostrando una perspectiva general del problema y sus efectos. El segundo es una breve explicación de las políticas actuales y de los objetivos impuestos. El tercer apartado trata el uso de biocombustibles, centrándose en el biodiesel. El cuarto apartado describe los métodos de producción de biodiesel. Por último, en el quinto apartado se explica brevemente la producción de biodiesel a partir de microalgas junto con la transesterificación supercrítica, constituyendo estos procesos la base fundamental de este proyecto EFECTO INVERNADERO Y CALENTAMIENTO GLOBAL El efecto invernadero es el principal culpable del calentamiento global de la Tierra. Se caracteriza por la capacidad que determinados gases atmosféricos tienen para retener parte de la energía emitida por la Tierra. Esta energía emitida es consecuencia del calentamiento que produce la radiación solar. Dicha radiación incide sobre la Tierra con una longitud de onda corta, pero una parte es reflejada con una longitud de onda larga (infrarrojos). La longitud de onda es la clave de que los gases no capturen la energía cuando incide y si lo hagan cuando se refleja. No todos los gases de la atmósfera son capaces de capturar la energía emitida por la Tierra. Estos gases tienen unas características comunes y constituyen los llamados Gases de Efecto Invernadero (GEI). Los GEI son: dióxido de carbono (CO 2 ), metano (CH 4 ), vapor de agua (H 2 O), ozono (O 3 ), oxido nitroso (N 2 O), hidrofluorocarbonos (HFCs), perfluorocarbonos (PFCs) y hexafluoruro de azufre (SF 6 ). El más importante es el CO 2 debido a su elevada concentración en la atmósfera, pero también son relevantes el CH 4 y el N 2 O. El efecto invernadero es un factor esencial del clima, debido a que los gases de efecto invernadero han regulado la temperatura de la Tierra desde incluso antes de que hubiera vida en ella. El problema actual radica en la elevación de la concentración de los GEI, debido a la actividad humana. Esta elevación de la concentración conlleva un aumento en la energía retenida por la atmósfera y por consiguiente un incremento de la temperatura de la Tierra, que se 3

16 conoce con el nombre de calentamiento global. Todo esto tiene su origen en la Revolución Industrial, a partir de la cual se emiten cantidades de GEI crecientes con el tiempo. Para visualizar mejor el alcance de este fenómeno, a continuación se exponen una serie de gráficos y tablas, con el fin de caracterizar los GEI más importantes, sus emisiones y concentraciones, y sus efectos más relevantes. En la Tabla 1.1 se muestra las principales características de los GEI. Estas características son las más importantes desde el punto de vista del efecto invernadero y permiten obtener un punto de partida para solucionar dicho problema, ya que se especifican las fuentes de emisión y su potencial de calentamiento. TABLA 1.1 CARACTERÍSTICAS DE LOS PRINCIPALES GEI GEI VIDA MEDIA (años) POTENCIAL DE CALENTAMIENTO (GWP) PRINCIPALES FUENTES Dióxido de carbono (CO2) Generación de energía eléctrica Transporte Metano (CH4) Distribución de gas natural Óxido nitroso (N2O) Tráfico rodado Fuente: Tercer Informe IPCC En la Figura 1.1 se puede ver la evolución de las concentraciones de los GEI desde el año 0 hasta hoy. Se observa una concentración constante hasta el año 1800, fecha donde comienza un crecimiento considerable que dura hasta nuestros días. Cabe destacar que las primeras mediciones exactas datan de Si particularizamos a España, las emisiones de GEI se han incrementado bastante, de modo que han crecido en más kilotoneladas en los últimos 18 años. En Andalucía también ha habido un aumento de las emisiones, aunque menos acusado, debido a su menor industrialización. En la Figura 1.2 se observa esta tendencia de las emisiones de GEI en los últimos años. 4

17 FIGURA 1.1 EVOLUCIÓN DE LA CONCENTRACIÓN DE LOS GEI Fuente: Informe IPCC 2007 FIGURA 1.2 EVOLUCIÓN DE LAS EMISIONES DE GEI EN ESPAÑA Y ANDALUCÍA DESDE 1990 HASTA 2008 kt CO -eq España Andalucía Año base Año Fuente: Elaboración propia a partir de datos obtenidos en el Inventario de gases de efecto invernadero de España, Edición 2010 (Serie ), Ministerio de medioambiente, y medio rural y marino. Nota: Año base tomado para el cálculo de la cantidad asignada para el compromiso del Protocolo de Kyoto. 5

18 Una vez que se ha mostrado claramente que la actividad humana ha producido un aumento de la concentración de GEI en la atmósfera, es necesario exponer los efectos que se producen. El principal efecto es el calentamiento global, que se traduce por un incremento considerable de la temperatura de la Tierra en los últimos años. En la Figura 1.3 se muestra esta tendencia. FIGURA 1.3 EVOLUCIÓN DE LA TEMPERATURA SUPERFICIAL DE LA TIERRA Fuente: Climatic Research Unit y UK Meteorological Office Hadley Centre. 6

19 Finalmente, cabe exponer qué consecuencias tendrá este aumento de temperatura. Predecir estos cambios es complicado, pero sobre todo evaluar cuándo y con qué intensidad se producirán. Algunos de los fenómenos esperados se exponen a continuación, de forma general, ya que cada región se verá más o menos afectada según su situación geográfica, incluso pudiendo ser beneficioso para algunas regiones 1 : - Deshielo, que provocará una subida del nivel del mar. - Incremento de las precipitaciones en forma de tormentas y un mayor número de huracanes. - Incremento de las temporadas de sequía. - Descenso del nivel en las aguas superficiales (ríos, lagos, embalses, etc) debido a la mayor evaporación del agua. Esto provocará una mayor contaminación de las aguas, debido a que se incrementará la concentración de los contaminantes. - Disminución del nivel freático y por lo tanto, de la calidad de la aguas subterráneas, existiendo la posibilidad de que acuíferos cercanos al mar se salinicen debido al incremento del nivel del mar. - Incremento de la región desértica del planeta. - Emigración de enfermedades típicas de unas zonas a otras POLÍTICAS ENERGÉTICAS Todo lo expuesto en el apartado anterior es consecuencia de un sistema energético dependiente de combustibles fósiles, siendo la principal causa de las emisiones de CO 2. Esto ha conducido a unas políticas energéticas centradas en el fomento de las energías renovables, en el ahorro y eficiencia energética y en la reducción de las emisiones de GEI. 1 Seminario de Salud y Medio Ambiente. Impactos del cambio climático sobre la salud humana. Departamento de salud y consumo, Gobierno de Aragón, 24 de enero de

20 El acontecimiento más importante en la lucha contra el cambio climático es el Protocolo de Kyoto, que data de 1997, aunque no entro en vigor hasta 2005 debido a la negativa de algunos países a firmarlo (EEUU, Canadá, Australia, Nueva Zelanda y Japón). En dicho protocolo los países firmantes se comprometieron a cumplir unos objetivos determinados, encaminados principalmente a reducir las emisiones de GEI utilizando las energías renovables y el ahorro y eficiencia energética. El Protocolo de Kyoto pretende que se reduzcan las emisiones de GEI en un 5,2%, entre el año 2008 y 2012, respecto a su nivel en Esto supone una reducción para la Unión Europea de un 8%. No obstante, se producen diversas reuniones con el fin de establecer mecanismos detallados para su aplicación, evaluar el nivel de cumplimiento y establecer nuevos objetivos a cumplir a partir de Destacan las de Marrakech (noviembre de 2001), Montreal (diciembre de 2005), Bali (diciembre de 2007), Copenhague (diciembre de 2009) y Cancún (diciembre de 2010). A nivel europeo se están fomentando los biocarburantes, con el objetivo de que alcance el 5,75% del consumo total de carburantes asimilables a la gasolina y el gasoil en Además, se promueve la generación de electricidad a partir de energías renovables, teniendo como objetivo una aportación del 22,1% del consumo de energía eléctrica para Además de estos objetivos, la Unión Europea es más ambiciosa y en el 2007 se elaboró el Plan de Acción del Consejo Europeo ( ). En dicho plan, bajo los principios de seguridad en el suministro, eficiencia y compatibilidad ambiental, se han adoptado los siguientes objetivos: - Reducción del uso de la energía primaria global en un 20% para Ampliación del porcentaje de energías renovables, en la estructura de energía primaria, al 20% para Incrementar el porcentaje de las fuentes renovables en nuestro consumo final de energía hasta un 20% y en un 20 % la eficacia energética. - Reducción de las emisiones de gases de efecto invernadero en la U.E en un 20% como mínimo, en 2020 con respecto a

21 Los objetivos marcados tanto en Kyoto, como en protocolos y planes posteriores, no están teniendo el grado de cumplimiento deseado. Un análisis a nivel europeo, vislumbra que países como Alemania, Luxemburgo, Reino Unido y Suecia han podido cumplir dichos objetivos debido a un desarrollo tecnológico más avanzado. Por el contrario, países como España, Irlanda y Portugal se encuentran bastante alejados de seguir las pautas marcadas BIOCOMBUSTIBLES Los biocombustibles son una de las principales herramientas para reducir las emisiones de CO 2 y frenar el cambio climático. El uso de biocombustibles se está fomentando mediante políticas energéticas y puede llegar a ser una de las vías para eliminar la situación energética actual dependiente del petróleo. Los biocombustibles son alcoholes, éteres, ésteres y otros productos químicos que provienen de compuestos orgánicos de base celulósica (biomasa). El término biocombustible se aplica tanto a los combustibles destinados a producir electricidad como a los que se utilizarán en los medios de transporte. Los principales biocombustibles se citan a continuación: - Biodiesel: producido a partir de la transesterificación de aceites vegetales. - Bioetanol: proveniente del destilado de vegetales y residuos. - Biometanol: proveniente del destilado de la madera y de la pirólisis de vegetales y residuos. - Metano: proveniente de la descomposición de residuos y fangos de las depuradoras. - Bioaceites: extraídos de la soja, el girasol, la oliva, el cáñamo, etc. Utilizados en motores diseñados para funcionar con combustibles de alta viscosidad. bioetanol. De todos los biocombustibles expuestos los más utilizados son el biodiesel y el El uso de biocombustibles está aumentando significativamente en los últimos años. En España el consumo de biocarburantes ha alcanzado casi el 1,47% del consumo total de combustibles en 2008, y se espera que se siga incrementando paulatinamente. En la Figura 1.4 puede verse este incremento en el consumo de biocombustibles en España: 9

22 FIGURA 1.4 PORCENTAJE DE BIOCARBURANTES EN EL CONSUMO TOTAL DE CARBURANTES UTILIZADOS EN ESPAÑA % 1,6 1,4 1,2 1 0,8 0,6 0,4 0, Año Fuente: Elaboración propia a partir de datos obtenidos del APPA (Asociación de Productores de Energías Renovables) Dentro de los biocombustibles, se destacará el biodiesel, que es objeto de este proyecto. La producción de biodiesel ha aumentado en los últimos años, tanto en España, como en el resto del mundo. Otro hecho importante es que la capacidad de producción es bastante mayor que la producción obtenida. En la Figura 1.5 se aprecia tanto el crecimiento de la producción como el de la capacidad de producción en España, en los últimos años. FIGURA 1.5 PRODUCCIÓN Y CAPACIDAD DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL EN ESPAÑA Producción Capacidad Fuente: Elaboración propia a partir de datos obtenidos del APPA (Asociación de Productores de Energías Renovables) 10

23 El uso de biodiesel y de biocombustibles en general se enfrenta a dos grandes retos: - Evaluar si realmente reducen las emisiones de CO 2. - Evaluar la sostenibilidad de producir biocombustibles en cuanto a la superficie necesaria para los cultivos se refiere. El uso de biodiesel reduce las emisiones de CO 2, pero si a esas emisiones se añaden las relativas al proceso de fabricación, refinado y transporte, es necesario realizar un estudio más detallado. Para solucionar esto es necesario mejorar la eficiencia energética mediante mejoras tecnológicas. Además es necesario promover que dicha tecnología funcione con energías renovables. La cogeneración de energía, utilizando vapores producidos en el formación del biodiesel, también ayudaría a reducir las emisiones, ya que esta energía se obtendría sin producir emisiones. En cuanto a la sostenibilidad de producir biodiesel hay diversos factores que hacen que esto sea un problema bastante importante. La eficiencia de los cultivos para producir aceite es bastante baja, lo que provoca la necesidad de usar elevadas superficies para conseguir una producción significativa, generándose riesgo de deforestación. Además, hay que añadir la competitividad entre la producción de aceites comestibles y aceites para producir biodiesel. Esta competitividad provoca un aumento de precios que origina una subida en el precio del biodiesel y hace que este no sea competitivo en el mercado. Desde el punto de vista alimenticio, también supone una subida del precio del aceite, lo que hace que el biodiesel no tenga buena aceptación pública. Para solucionar el problema de la sostenibilidad se están desarrollando nuevas técnicas de cultivo que los haga más eficientes y así reducir la superficie de tierra necesaria. En cuanto al problema de la competitividad con los aceites comestibles, se está experimentando con cultivos cuyo aceite no tenga un fin alimenticio y crezcan en tierras no aptas para el cultivar los anteriores o usando aceites usados previamente tratados. A parte de todo esto, es necesario obtener un precio competitivo del biodiesel. En este aspecto, es fundamental el concepto de biorefinería. La biorefinería consiste en obtener beneficio de los subproductos obtenidos en la producción de biocombustibles, lo que supondría una reducción del precio. 11

24 1.4.- PRODUCCIÓN DE BIODIESEL Este combustible se obtiene principalmente mediante la reacción de transesterificación, que combina aceites vegetales o grasas animales con un alcohol (metanol o etanol), en presencia de un catalizador, para dar esteres de ácidos grasos y glicerina. Los esteres de ácidos grasos conforman el biodiesel y la glicerina es separada como un subproducto valioso en el mercado Materia prima. La principal materia prima para producir biodiesel son los aceites vegetales. Estos aceites son básicamente triglicerilésteres de ácidos grasos no saturados (en adelante triglicéridos), que a temperatura ambiente se encuentran en estado líquido. Por ácidos grasos se entienden ácidos monobásicos saturados o insaturados. Los aceites pueden tener composiciones distintas y esto provoca que presenten una gran diversidad en sus propiedades. Las propiedades del aceite están determinadas por las proporciones de los distintos tipos de ácidos grasos que contengan. Los ácidos grasos que más abundan son el ácido oleico, linoleico, linolénico y palmítico. En la Tabla 1.2 se muestran las características de los ácidos grasos más importantes. TABLA 1.2 ÁCIDOS GRASOS MÁS COMUNES Nombre común Nombre sistémico Símbolo (1) Fórmula Caprílico Octanoico C8:0 C 7H 15CO 2H Cáprico Decanoico C10:0 C 9H 19CO 2H Laúrico Dodecanoico C12:0 C 11H 23CO 2H Mirístico Tetradecanoico C14:0 C 13H 27CO 2H Palmítico Hexadecanoico C16:0 C 15H 31CO 2H Palmitoleico Hexadecenoico C16:1 CH 3(CH 2) 6CH=CH(CH 2) 6COOH Esteárico Octadecanoico C18:0 C 17H 35CO 2H Oleico Octadecenoico C18:1 CH 3(CH 2) 7CH=CH(CH 2) 7COOH Linoleico Octadecadicaoico C18:2 CH 3(CH 2) 4CH=CHCH 2CH=CH(CH 2) 7COOH Linolénico Octadecatrienoico C18:3 CH 3CH 2CH=CHCH 2CH=CHCH 2CH=CH(CH 2) 7COOH Godoléico Eicosaenoico C20:1 CH 3(CH 2) 8CH=CH(CH 2) 8COOH Erúcico Docosaenoico C22:1 CH 3(CH 2) 9CH=CH(CH 2) 9COOH (1) Cm:n.- m es el número de carbonos de la molécula y n el número de dobles enlaces. Fuente: Dorland, Diccionario enciclopédico ilustrado de medicina, Elsevier, 30ª edición, 2005, p

25 Al observar la Tabla 1.2 se comprueba que los ácidos grasos son moléculas largas con un número de átomos de carbono similar al gasóleo (de C 15 H 32 a C 20 H 42 ). Esto significa que en principio pueden considerarse como potenciales sustitutos del diesel (gasóleo). La principal diferencia entre el diesel y los aceites radica en el grado de insaturaciones que estos últimos presentan, a parte del grupo carboxilo. Esta diferencia marca las distintas propiedades químicas que ambos presentan, lo que hace cuestionarse la viabilidad de utilizar el aceite en los motores diesel. Otro parámetro importante es la proporción en ácidos grasos libres (FFA) que los aceites presentan, propiedad que afecta a la temperatura de autoinflamación y, por tanto, a sus características de ignición. El tipo de FFA que contenga el aceite depende tanto de la especie de la que se obtuvo como de las condiciones en las que se realizó el cultivo (nutrientes, temperatura, humedad, etc). En la Tabla 1.3 se muestran las principales propiedades de los ácidos grasos más comunes en los aceites. TABLA 1.3 PROPIEDADES DE LOS ÁCIDOS GRASOS MÁS COMUNES Nombre del ácido Peso molecular (g/mol) Temperatura de fusión (ºC) Temperatura de ebullición (ºC) PCI (kcal/mol) Ácido Caprílico 144,22 16,5 239,3 Ácido Cáprico 172,27 31,5 270,0 1453,07 Ácido Laúrico 200,32 44,0 131,0 1763,25 Ácido Mirístico 228,38 58,0 250,5 2073,91 Ácido Palmítico 256,43 63,0 350,0 2384,76 Ácido Esteárico 284,48 71,0 360,0 2696,12 Ácido Oleico 282,47 16,0 286,0 2657,40 Ácido Linoleico 280,45-5,0 229,0-230,0 Ácido Linolénico 278,44-11,0 230,0-232,0 Ácido Erúcico 338,58 33,0-34,0 265,0 Fuente: Knothe, G., Dunn, R. O., Bagby, M. O., The use of vegetable oils abd their derivatives as alternative diesel fueks, Fuels and Chemicals from Biomass, ACS Symposium Series, 1977, pp Una medida de la insaturación es el índice de yodo, pues los halógenos se adicionan fácilmente a los dobles y triples enlaces de aceites y grasas. Este yodo adicionado se mide por valoración, obteniéndose una medida del grado de insaturación, principal diferencia entre el 13

26 diesel y el aceite. Este grado de insaturación determina tanto la estabilidad a la oxidación como la temperatura de fusión del compuesto, disminuyendo ambos a media que aumenta el número de insaturaciones Propiedades de los aceites vegetales El contenido y el tipo de ácidos grasos que presente el aceite marcan las propiedades del mismo. Atendiendo a esto, se pueden clasificar en: - Aceites secantes: Presentan un mayor contenido en ácido linolénico, lo que implica que estos aceites tengan un alto índice de yodo. Estos aceites absorben el oxígeno del aire, dando lugar a una masa sólida y elástica que extendida sobre una gran superficie en capas delgadas, presenta una consistencia similar a la del barniz. A este grupo de aceites pertenecen los aceites de linaza, cáñamo, nueces, semillas de coníferas, y otras especies de menor contenido en aceite. - Aceites semisecantes: Tienen propiedades intermedias entre los secantes y los no secantes. No contiene ácido linolénico, siendo el de mayor proporción el ácido linoleico. Esto disminuye ligeramente el índice de yodo. Pertenecen a este grupo los aceites de colza, soja, girasol, algodón, maíz, etc. - Aceites no secantes: Compuestos mayoritariamente por ácido oleico, con pequeñas proporciones de linoleico y ausencia de linolénico. Estos aceites son los que presentan el menor índice de yodo de los aceites vegetales. A este grupo de aceites pertenece el de oliva, almendra, avellana, cacahuete, arroz, etc. En la Tabla 1.4 se observa la composición de distintos aceites vegetales. 14

27 TABLA 1.4 COMPOSICIÓN DE ACEITES VEGETALES Aceite Composición de Ácidos Grasos (% peso) 12:0 (1) 14:0 16:0 18:0 18:1 18:2 18:3 22:1 Índice de yodo Algodón 0,8-1, , , Babassu ,8-9 2,5-5, , Cacahuete 0,5 6-12,5 2, Cánola Cártamo 6,4-7 2,4-29 9, , Cártamo oleico 4-8 2,3-8 73, Coco ,5 7, ,2 1-2, Colza 1,5 1-4,7 1-3, , Girasol 3,5-6,5 1,3-5, , Lino 6 3, Maíz ,5-3 30, Oliva 1,3 7-18,3 1,4-3,3 55, Palma 0,6-2, ,3 4-6, Sésamo 5,8-7,7 5,8-7, Soja 2,3-11 2, , , Fuente: Knothe, G., Dunn, R. O., Bagby, M. O., The use of vegetable oils abd their derivatives as alternative diesel fueks, Fuels and Chemicals from Biomass, ACS Symposium Series, 1977, pp (1) m:n.- m es el número de carbonos de la molécula y n el número de dobles enlaces. Las propiedades físicas más comunes que caracterizan a los aceites vegetales son: - Densidad: La densidad del aceite es siempre menor que la del agua, aunque se ve más afectada por los cambios de temperatura. Los aceites vegetales tienen una densidad superior a la del diesel y la gasolina. - Viscosidad: Es de un orden superior a la del diesel, disminuyendo esta diferencia al aumentar la temperatura. - Solubilidad: Los aceites vegetales son prácticamente insolubles en agua, mientras que sí son solubles en alcohol, lo que permite que se produzca la transesterificación. - Poder calorífico: Es inferior al del combustible diesel y va disminuyendo a medida que aumenta el grado de insaturación del aceite. - Índice de cetano: En casi todos los casos analizados se encuentra por debajo del diesel. 15

28 - Índice de yodo: Como ya se ha expuesto, es una medida del grado de insaturación del aceite, siendo mayor que el del diesel Aceites empleados en la producción de biodiesel Se ha experimentado con diversos aceites para producir biodiesel. Generalmente se han empleado los aceites con excedente de producción del país donde se ha desarrollado la investigación. En Estados Unidos se ha utilizado el aceite de soja, en Europa el de colza y el de girasol, mientras que en los países de clima tropical, se utiliza el aceite de coco y el de palma. El generalizado empleo del aceite vegetal para la alimentación o para usos industriales, ha impulsado que grandes extensiones de tierras se dedicaran a su producción. El cultivo de plantas aceiteras de alto rendimiento estaba limitado a los países cálidos, provocando el desarrollo de técnicas de cultivos y variedades de plantas resistentes al frío y con menores necesidades de exposición a la luz solar. Además de los aceites vegetales convencionales, existen otras especies que generan un aceite que no tiene un uso alimenticio. Estos aceites evitan el aumento de precio que se produce debido a la competencia en cuanto al uso del aceite vegetal. La especie más utilizada es la Jatropha curcas, nativa de America Central y cuyo uso se ha extendido por todo el mundo. Como conclusión se podría decir que la mayoría de los aceites empleados para producir biodiesel presentan propiedades idóneas para tal fin. Pero a estas propiedades idóneas es necesario incluir la sostenibilidad de producir biodiesel, en lo que a superficie de tierra se refiere, pudiéndose provocar graves problemas de deforestación Aceites vegetales usados El aceite de fritura usado es una de las alternativas más interesantes en cuanto a su coste, eliminando además los costes de tratamiento como residuo. Los aceites usados provienen principalmente de restaurantes y de plantas de procesado de comida. La mayor parte de estos aceites presentan un bajo nivel de utilización, por lo que no 16

29 sufren grandes alteraciones y son muy adecuados para su aprovechamiento como biocombustibles. La principal ventaja es la gran cantidad de aceite usado de la que se dispone, pero hay que tener en cuenta la baja calidad 2 de estos aceites y la necesidad de un tratamiento previo a la transesterificación. Aún así, el mercado de este aceite es bastante amplio y queda mucho por explotar, siendo lo más importante establecer una red de recogida de dicho aceite Procesos Químicos para la obtención de biodiesel Existen tres formas básicas de producir biodiesel: - Transesterificación con catalizador básico de un aceite con un alcohol (metanol o etanol). - Esterificación con catalizador ácido de un aceite con un alcohol (metanol o etanol). - Conversión del aceite en ácidos grasos libres, y luego en ésteres por catálisis ácida. La transesterificación básica es con diferencia el proceso más utilizado en la industria, pero los demás procesos añaden la posibilidad de tratar aceites con alto contenido en ácidos grasos libres (FFA). La esterificación ácida sirve como pre-tratamiento de aceites con alto contenido en FFA. Casi la totalidad del metil éster producido en la actualidad es consecuencia de una transesterificación alcali-catalizada, debido a que es el proceso más económico Transesterificación básica La transesterifición se basa en una reacción de moléculas de triglicéridos (con número de átomos de carbono en las cadenas entre 15-23, siendo 18 el más habitual) con alcoholes de bajo peso molecular (metanol, etanol, propanol, butanol) para producir ésteres y glicerina. 2 Baja calidad se refiere a un alto contenido en ácidos grasos libres, agua y sólidos. 17

30 La catálisis básica es una reacción relativamente rápida, dándose lugar en aproximadamente una hora. Este tiempo depende de las condiciones a las que se opere. Las condiciones típicas de operación se recogen en la Tabla 1.5, junto con otras características del proceso. TABLA 1.5 CONDICIONES TÍPICAS DE OPERACIÓN DE LA TRANSESTERIFICACIÓN BÁSICA Tiempo de reacción 1 hora Temperatura 65ºC Presión 1,3 bar Rendimiento 98% Conversión Directa sin pasos intermedios Materiales Normales La reacción de transesterificación se divide en tres reacciones reversibles y consecutivas. En la primera de ellas el triglicérido (componente principal de los aceites vegetales) es transformado en diglicérido más un éster. A continuación, el diglicérido pasa a monoglicérido produciendo otra molécula de éster. Por último, el monoglicérido vuelve a reaccionar para producir glicerina y otra molécula de éster. Estas reacciones se pueden expresar mediante una reacción global que define la estequiometría. En la Figura 1.6 se muestran las tres reacciones consecutivas junto con la expresión global para el caso del uso de metanol como alcohol. El catalizador se utiliza para aumentar la velocidad de reacción y el rendimiento final; además, sin él la reacción no sería posible en un tiempo razonable. Los más utilizados son los catalizadores básicos homogéneos, como el NaOH y el KOH, ya que actúan mucho más rápido y permiten operar en condiciones moderadas. Otras posibilidades son los catalizadores ácidos homogéneos (H 2 SO 4, HCl, H 3 PO 4, RSO 3 ), ácidos heterogéneos (zeolitas, resinas sulfónicas, SO 4 /ZrO 2, WO 3 /ZrO 2 ) o enzimáticos (lipasas), pero estos requieren temperaturas elevadas y tiempos de reacción largos, lo que limita su interés. 18

31 FIGURA 1.6 ETAPAS DE LA REACCIÓN DE TRANSESTERIFICACIÓN Etapa 1 CH 2 -O-CO-R 1 CH 2 -O-CO-R 1 CH-O-CO-R 2 + CH 3 OH CH 3 -O-CO-R 3 + CH-O-CO-R 2 CH 2 -O-CO-R 3 CH 2 -OH Triglicérido Metanol Éster Metílico Diglicérido Etapa 2 CH 2 -O-CO-R 1 CH 2 -OH CH-O-CO-R 2 + CH 3 OH CH 3 -O-CO-R 1 + CH-O-CO-R 2 CH 2 -OH CH 2 -OH Diglicérido Metanol Éster Metílico Monoglicérido Etapa 3 CH 2 -OH CH 2 -OH CH-O-CO-R 2 + CH 3 OH CH 3 -O-CO-R 1 + CH-OH CH 2 -OH CH 2 -OH Monoglicérido Metanol Éster Metílico Glicerina Sin embargo, la utilización de un álcalis como catalizador implica que el aceite y el alcohol no contengan agua (<0,06 % v/v) para evitar que se produzca la saponificación. Además, el contenido en FFA es un parámetro limitante, ya que el contenido máximo debe ser del 2%, siendo recomendable que sea inferior al 1%. Esto se debe a que los FFA se neutralizan con el catalizador. A continuación, se exponen dos reacciones que interesa conocer en este proceso: 19

32 Reacción de neutralización de ácidos grasos libres (FFA) Los FFA presentes en el aceite vegetal pueden reaccionar con el catalizador básico en presencia de agua, dando lugar a una reacción indeseable que produce jabón. Esta reacción se considera indeseable porque consume parte del catalizador alimentado. Además, el exceso de jabón influye en etapas posteriores del proceso de producción de biodiesel, como pueden ser la separación del éster y de la glicerina y durante el lavado del éster. Estos jabones tienden a solidificarse a temperatura ambiente, así que una mezcla de producto con exceso de jabón puede melificar y formar una masa media sólida difícil de eliminar. La reacción de neutralización se muestra en la Figura 1.7. FIGURA 1.7 REACCIÓN DE NEUTRALIZACIÓN DE FFA (+H 2 O) R-COOH + KOH R-CO-O - K + + H 2 O Ácido Graso Hidróxido Potásico Jabón Potásico Agua Para solucionar este problema se tienen dos posibilidades. La primera consiste en dejar ocurrir la reacción para luego recuperar los jabones. La segunda opción tiene por objeto evitar que se produzca la neutralización de los FFA, para ello es necesario eliminarlos mediante una esterificación ácida previa. Este proceso transforma los FFA en ésteres. Reacción de saponificación Esta reacción se produce en presencia de agua y a altas temperaturas. El triglicérido reacciona con el catalizador básico, consumiéndolo y dando lugar a la formación de jabones. Esta reacción puede verse en la Figura

33 FIGURA 1.8 REACCIÓN DE SAPONIFICACIÓN DE TRIGLICÉRIDOS CH 2 -O-CO-R 1 CH 2 -OH (+H 2 O) CH-O-CO-R KOH 3 R-CO-O - K + + CH-OH CH 2 -O-CO-R 3 CH 2 -OH Triglicérido Hidróxido Potásico Jabón Potásico Glicerina Este fenómeno se explica por la formación intermedia de FFA que ocurre en presencia de agua. A altas temperaturas el agua puede hidrolizar el triglicérido en diglicérido y formar un FFA. Estos FFA forman jabones con el catalizador básico debido a la reacción de neutralización. La reacción de hidrólisis puede verse en la Figura 1.9. FIGURA 1.9 REACCIÓN DE HIDRÓLISIS DE TRIGLICÉRIDOS A DIGLICÉRIDOS CH 2 -O-CO-R 1 CH 2 -O-CO-R 1 CH-O-CO-R 2 + H 2 O R 3 -COOH + CH-O-CO-R 2 CH 2 -O-CO-R 3 CH 2 -OH Triglicérido Agua FFA Diglicérido Para evitar esta reacción indeseable es necesario tener precaución con las condiciones de operación, especialmente con la temperatura y con la cantidad de catalizador básico, para reducir al máximo la saponificación. Se deben utilizar aceites y alcoholes esencialmente anhidros, ya que el agua favorece la formación de jabones por saponificación. Por tanto, los aceites con altos valores de humedad deberán tratarse para eliminar el agua mediante una evaporación. 21

34 Etapas del proceso El proceso de transesterificación tiene muchas variantes según los tratamientos a los que se someten las materias primas y los productos, y según el orden de los subsistemas en el proceso. En la Figura 1.10 se observa un ejemplo clásico del proceso cuando se parte de aceites con bajo contenido en FFA y en humedad como, por ejemplo, el aceite de soja. FIGURA 1.10 DIAGRAMA DE BLOQUES. TRANSESTERIFICACIÓN CLÁSICA Ácido Agua Metill Metanol ésteres NEUTRALIZACIÓN LAVADO Aceite REACTOR SEPARADOR Y RECUPERACIÓN CON SECADO Biodiesel Catalizador DEL METANOL AGUA Glicerol RECICLADO Metanol reciclado (50%) DE METANOL Y AGUA Agua ACIDULACIÓN RECUPERACIÓN Glicerol Ácido Y SEPARACIÓN DEL METANOL (80%) DE FFA FFA A continuación, se describen brevemente las etapas del proceso: - Reacción de transesterificación: la mezcla alcohol-catalizador se carga al reactor junto con el aceite. El reactor se diseña para que toda fracción de la mezcla esté en el reactor aproximadamente 1 hora a 65 ºC. Normalmente, se usa exceso de alcohol para asegurar la conversión total del aceite o la grasa en éster. El catalizador reacciona en primer lugar con los FFA, por lo que debe haber suficiente catalizador para que catalice la transesterificación y no sea consumido en su totalidad por los FFA. La formación de jabón provoca que se generen emulsiones con el aceite y con el alcohol evitando que se produzca la reacción; por lo que se necesita una intensa agitación. A veces se realiza el proceso en dos etapas, es decir, con dos 22

35 reactores. Esto permite una reacción muy completa, con posibilidad de utilizar menos exceso de alcohol que en el proceso de una etapa. - Separación: una vez que la reacción se ha completado y el alcohol ha sido recuperado, se obtienen dos productos, el éster y la glicerina. Debido a la diferencia de densidades entre ambos, pueden separarse por gravedad o centrifugación. - Recuperación del alcohol: el alcohol se recupera mediante un proceso de destilación flash simple o mediante un evaporador. En algunos sistemas se recupera de la corriente de salida del reactor, mientras que en otros, se recupera una vez separados los reactivos y la glicerina. - Lavado del éster: el lavado con agua permite eliminar los jabones producidos. Este lavado permite además recuperar todo el catalizador, sales, alcohol y glicerina libre que ha quedado en el biodiesel. Neutralizar antes de lavar reduce la cantidad de agua necesaria y reduce la formación de emulsiones durante el lavado. - Neutralización de la glicerina: la glicerina resultante contiene catalizador y jabón. Este catalizador se neutraliza con un ácido, formando sales. En algunos casos (catalizador: KOH, ácido: H 3 PO 4 ) la sal se recupera y se utiliza como fertilizante. La mayoría de las veces se usa ácido clorhídrico y sosa caústica, formándose cloruro sódico, el cual se deja en la glicerina (constituyendo una impureza). La glicerina resultante se separa del alcohol que contenga por medio de arrastre por vapor, obteniéndose una glicerina de pureza entre 80 y 88 %, que puede ser vendida como glicerina cruda. - Reciclado del alcohol: el alcohol y el agua proveniente de la recuperación de glicerina y de la purificación del biodiesel se envían a una columna de destilación para recuperar el alcohol, que será reutilizado en el proceso. Este aprovechamiento del alcohol depende del tipo de alcohol utilizado, ya que si se utiliza etanol el proceso es más complicado, debido a la mezcla azeotrópica, y es necesario realizar un estudio económico. 23

36 Esterificación con catalizador ácido Los catalizadores ácidos también pueden utilizarse en procesos de transesterificación, pero estos producen reacciones lentas con una alta necesidad de exceso de alcohol (20:1 o más) y con un alto consumo de energía. La catálisis ácida se utiliza más comúnmente en la esterificación de FFA o para convertir jabones en éster, siendo una etapa de pretratamiento de aceites con alto contenido en FFA. De este modo, este proceso se combina con la transesterificación para aprovechar el contenido en FFA y los jabones producidos y convertirlos en biodiesel. En la Figura 1.11 puede verse la reacción de esterificación ácida para el uso de metanol como alcohol. FIGURA 1.11 REACCIÓN DE ESTERIFICACIÓN ÁCIDA Catalizador (Ácido) R-COOH + CH 3 OH R-COO-CH 3 + H 2 O Ácido Graso Metanol Éster Metílico Agua Los catalizadores ácidos más utilizados son el ácido sulfúrico y el fosfórico. El tiempo de residencia de la mezcla en el reactor puede variar entre 10 minutos y 2 horas. Al utilizar ácido sulfúrico como catalizador, este actúa también como sustancia higroscópica que absorbe el agua formada en la reacción. En la práctica este proceso tiene varios problemas asociados a la producción de reacciones indeseables en las que está involucrado el alcohol. El alcohol puede sufrir reacciones de deshidratación formando olefinas, esterificación con el ácido sulfúrico o de formación de éter. Además, el ácido orgánico puede sufrir decarboxilación. En la Tabla 1.6 se muestran las condiciones de operación, junto con algunas características del proceso. 24

37 TABLA 1.6 CONDICIONES TÍPICAS DE OPERACIÓN DE LA ESTERIFICACIÓN ÁCIDA Tiempo de reacción 2 horas Temperatura ºC Presión 10 bar Rendimiento 99% Operación Por lotes o en continuo Materiales Aceros resistentes al ácido Este proceso se utiliza principalmente para convertir FFA en biodiesel. Los aceites usados contienen entre un 2 y un 7 % de FFA, las grasas animales entre un 5 y un 30 % o incluso algunas grasas de baja calidad pueden alcanzar el 100 %. Debido a la mayor utilización de aceites con bajo contenido en FFA, la esterificación suele utilizarse como pretratamiento del aceite que se alimenta a la transesterificación, En la Figura 1.12 se muestra el diagrama de bloques del proceso. FIGURA 1.12 DIAGRAMA DE BLOQUES. ESTERIFICACIÓN ÁCIDA Metanol Aceite con alto FFA REACTOR 1 SEPARADOR 1 Metanol, agua Ácido ácido y aceite REACTOR SEPARADOR Aceite pretratado 2 2 ( transesterificación) Las etapas de este proceso son relativamente sencillas. Primero se mezclan el aceite, el alcohol y el catalizador ácido en el reactor. Una vez producida la reacción, se separa el producto en dos fases, una contiene aceite con bajo contenido en FFA y el éster producido, y la otra está formada por el catalizador ácido no utilizado junto con el alcohol que no ha reaccionado y el agua producida. Al igual que en la transesterificación, el proceso se puede llevar a cabo en dos etapas para obtener un mayor rendimiento. 25

38 Conversión del aceite en ácidos grasos libres, y luego en ésteres por catálisis ácida Este método tiene escasa aplicación industrial, pero se utiliza cuando se tiene aceite con alto contenido en FFA, como alternativa al proceso anterior. Consiste en transformar los triglicéridos en FFA y a continuación los FFA en biodiesel. El primer paso se lleva a cabo mediante una reacción de hidrólisis (Figura 1.13), mientras que la obtención de biodiesel consiste en una esterificación ácida. FIGURA 1.13 REACCIÓN DE HIDRÓLISIS DE TRIGLICÉRIDOS Catalizador (NaOH) C 3 H 5 (COOR) H 2 O 3 R-COOH + C 3 H 5 -(OH) 3 Triglicérido Agua FFA Glicerol El proceso de hidrólisis se realiza comúnmente en un reactor en contracorriente con vapor de agua más ácido sulfúrico o sulfónico. Las impurezas y los triglicéridos que continúen con la corriente de aceite pueden ser eliminados o recirculados según las especificaciones del producto, teniendo en cuenta que una parte de ellos puede ser arrastrada por el vapor. Esta primera etapa necesita un contacto eficiente entre los triglicéridos y el vapor de agua, de ahí el reactor en contracorriente. Otras características de esta fase son: la posibilidad de llevarlo a cabo en continuo o por lotes, necesidad de aceros resistentes a los ácidos y rendimientos cercanos al 99%. La segunda etapa consiste en una esterificación ácida, generalmente en contracorriente, de los ácidos grasos libres, como la descrita anteriormente. A continuación, el éster producido se neutraliza y se seca. Se alcanzan rendimientos del 99%, pero el equipamiento necesita ser resistentes a los ácidos. La ventaja de este proceso radica en el bajo costo de la materia prima, pudiendo ser sustancias recuperadas de procesos industriales como grasas o aceites usados. 26

39 Procesos industriales para la producción de biodiesel biodiesel: Existen diferentes formas de llevar a cabo industrialmente el proceso de producción de - Proceso discontinuo. - Proceso continuo. - Sistemas de esterificación. - Proceso combinado esterificación-transesterificación Proceso discontinuo Es el método más simple para producir biodiesel y se utiliza en plantas de menor capacidad y con diferentes calidades de aceites alimentados. Consiste en un reactor tipo tanque agitado. A estos reactores se les denomina batch, ya que funcionan por lotes, dando una producción de biodiesel de forma discontinua. El reactor contiene un agitador y suele estar sellado o disponer de un condensador de reflujo. En la Tabla 1.7 se muestran las condiciones de operación más habituales de este proceso. TABLA CONDICIONES DE OPERACIÓN MÁS HABITUALES Tiempo de reacción 1 hora Temperatura 65 ºC Presión 1,3 bar Rendimiento 95% Ratio alcohol/aceite 6:1 Catalizador NaOH, KOH (0,3-1,5%) Al principio de la reacción es necesaria una agitación intensa para obtener un buen mezclado del aceite, catalizador y alcohol en el reactor. Una vez que la reacción se ha producido, se baja la intensidad de agitación para favorecer la separación del biodiesel de la glicerina. Algunas plantas en operación utilizan el proceso en dos etapas, con eliminación de glicerina entre ellas. Con esta opción se obtienen rendimientos superiores al 95%. 27

40 En la Figura 1.14 puede verse el esquema de un proceso discontinuo. FIGURA 1.14 DIAGRAMA DE BLOQUES. PROCESO DISCONTINUO Alcohol SEPARADOR Catalizador Agua Biodiesel + R-OH R-OH + Agua LAVADO SEPARADOR Biodiesel Aceite REACTOR SEPARADOR R-OH + Agua FFA Glicerina cruda ACONDICIONAMIENTO PURIFICACIÓN Glicerina Sales En primer lugar, se carga el aceite en el sistema, para posteriormente añadir el catalizador y el alcohol. El sistema está agitado durante el tiempo de reacción y, una vez terminada ésta, se corta la agitación. En algunos procesos se deja el producto reposar para iniciar una separación entre el éster y la glicerina, mientras que en otros, la mezcla producida se bombea a un decantador o se separa en una centrífuga. El alcohol se recupera de las dos fases que salen del decantador mediante una evaporación o una unidad flash. Los esteres son neutralizados, lavados con agua caliente levemente ácida para recuperar las sales y el alcohol residual, y posteriormente se lleva a un proceso de secado. El biodiesel finalmente se manda a almacenamiento, mientras que la glicerina se neutraliza y se lava con agua, antes de entra en una etapa de refinado. 28

41 Proceso continuo Este proceso se caracteriza por el funcionamiento continuo de toda la planta, con una entrada continua de la alimentación y salida continua de producto del reactor. La principal novedad que incluye este proceso es el tipo de reactor utilizado. Estos reactores son de tipo continuo de tanque agitado se denominan CSTR de sus iniciales en inglés, (Continuos Stirred Tank Reactor). Suelen disponerse dos reactores en serie, con recuperación intermedia de glicerina, permitiendo que la reacción en el segundo reactor sea más rápida y alcanzándose rendimientos cercanos al 98%. Un aspecto esencial en el diseño de los reactores CSTR es asegurar que la mezcla se realice convenientemente para que la composición en el reactor sea prácticamente constante. Sin embargo esto tiene un efecto negativo, ya que aumenta la dispersión de la glicerina en la fase éster, lo que hace que el tiempo requerido para la separación de fases se incremente. Una alternativa a los reactores CSTR son los reactores de flujo pistón (Plug Flow Reactor). Estos reactores son tubulares y la mezcla de reacción se mueve longitudinalmente con poca mezcla o dispersión en la dirección axial. La Figura 1.15 muestra un esquema de ambos reactores. FIGURA 1.15 REACTOR FLUJO PISTÓN (IZQUIERDA) Y REACTOR CSTR (DERECHA) 29

42 El proceso continuo se utiliza para plantas con mayor capacidad que justifique el mayor número de personal y requieren una alimentación uniforme. En la Figura 1.16 puede verse el diagrama de bloques de un proceso de transesterificación en continuo en dos etapas. FIGURA 1.16 DIAGRAMA DE BLOQUES. PROCESO CONTINUO Alcohol Metanol Triglicéridos REACTOR 1 Catalizador CALENTADOR (CSTR) DESTILACIÓN Alcohol Ester TG SEPARADOR REACTOR 2 SEPARADOR Ester (CSTR) DESTILACIÓN Glicerol donde TG son triglicéridos Este proceso es el más utilizado en la producción industrial de biodiesel. En España existen plantas que emplean este proceso, como la de Caparroso (Navarra) con una producción de t/año, y la de Calahorra con t/año Sistema de esterificación Como ya se ha expuesto anteriormente, este proceso se utiliza para refinar aceites con alto contenido en FFA que, posteriormente, es alimentado a la transesterificación. Este proceso necesita una eliminación continua de agua para evitar que se detenga la reacción. La eliminación de agua se lleva a cabo mediante vaporización, decantación o centrifugación. Además, la relación alcohol/ffa suele ser bastante alta, entre 20:1 y 40:1, necesitando a su vez altas 30

43 cantidades de ácido (catalizador). La mezcla de ésteres y triglicéridos se puede utilizar directamente en el proceso de transesterificación. Los sistemas continuos en contracorriente arrastran el agua con el flujo de alcohol y ácido que salen. Una posibilidad para realizar la esterificación ácida es utilizar ácido fosfórico como catalizador, que luego se neutraliza con el exceso de catalizador básico de la transesterificación. El fosfato de potasio insoluble se recupera, se lava y se seca para ser utilizado como fertilizante. En la Figura 1.17 se muestra un diagrama de bloques del proceso. FIGURA 1.17 DIAGRAMA DE BLOQUES. SISTEMA DE ESTERIFICACIÓN Base Metanol Aceite con alto FFA REACTOR SEPARADOR Y SECADO TG + Ester Ácido ÁCIDO NEUTRALIZACIÓN Agua donde TG son triglicéridos Otra alternativa industrialmente posible para los aceites con alto contenido en FFA es el uso de un catalizador básico para producir jabones con los FFA. Se recupera el jabón y el aceite se seca para ser usado en un sistema convencional de transesterificación básica para producir biodiesel. Esta estrategia puede llegar a producir un déficit económico si se desecha el jabón producido. Sin embargo, el jabón se puede convertir en ésteres utilizando un catalizador ácido. El problema que presenta los sistemas con jabones es su alto contenido en agua, que es necesaria eliminar para que el biodiesel producido cumpla con los objetivos de calidad exigidos. 31

44 Proceso combinado esterificación-transesterificación Este tipo de procesos refina el aceite antes del proceso de transesterificación mediante un proceso de esterificación que transforma los FFA del aceite en biodiesel. En la transesterificación posterior se transforman los triglicéridos en biodiesel. En la primera etapa se añade un catalizador ácido junto con el alcohol y el producto de reacción se separa mediante centrifugación. El aceite refinado es secado y enviado a una unidad de transesterificación. Este proceso puede verse en la Figura FIGURA DIAGRAMA DE BLOQUES. PROCESO COMBINADO ESTERIFICACIÓN- TRANSESTERIFICACIÓN Alcohol Alcohol Catalizador (Ácido) Catalizador (Ácido) R-OH Aceite R1 ACONDICIONAMIENTO/ R2 SEPARADOR Biodiesel SEPARADOR Sales REACTOR Agua / Catalizador REACTOR ESTERIFICACIÓN TRANSESTERIFICACIÓN Una alternativa es utilizar un catalizador básico para formar jabones, tal y como se ha expuesto en el apartado BIODIESEL A PARTIR DE MICROALGAS Y TRANSESTERIFICACIÓN SUPERCRÍTICA La producción de biodiesel a partir de microalgas mediante transesterificación supercrítica es la base fundamental del proyecto. A continuación se hace una breve descripción del proceso. 32

45 Biodiesel a partir de microalgas La utilización de microalgas es bastante normal en determinados aspectos cotidianos, como son la alimentación, fármacos, depuración de aguas y otros fines, principalmente industriales. Esto hace que el cultivo de microalgas esté bastante extendido. No obstante, en este estudio se propone una unidad de crecimiento de microalgas relativamente innovadora, la cual consiste en reactores tubulares capaces de captar la luz solar necesaria para el crecimiento de las microalgas. El uso de las microalgas como materia prima para la producción de biodiesel es consecuencia del alto contenido en aceite que contienen algunas especies estudiadas. Este contenido de aceite puede optimizarse induciendo una situación de estrés en las células, como por ejemplo, eliminando parte de los nutrientes necesarios para el crecimiento de las microalgas o aumentando bruscamente la cantidad de luz incidente. Las situaciones en las cuales aumenta el contenido de aceite se deben dar cuando la fase de crecimiento termine y en breve se vayan a extraer las microalgas. En la Tabla 1.8 pueden verse los contenidos en aceite de alguna de las especies estudiadas para producir biodiesel. Para poder llevar a cabo la separación entre las microalgas y el agua (tanto en la que se cultiva, como la que contiene), se necesitan dos operaciones. La primera de ellas consiste en un proceso de concentración, que siempre va acompañado de una floculación previa. Dicha floculación se realiza debido al pequeño tamaño de las células que constituyen las microalgas, lo que hace que el proceso de separación sea más complicado. Una vez añadido el floculante, se continúa con el proceso de concentración, para lo cual existen tres alternativas: - Filtración. - Centrifugación. - Flotación o sedimentación. La elección de uno de estos tres métodos depende principalmente de la especie de microalga que se cultive, pudiéndose utilizar más de uno en serie. La opción más utilizada es la floculación, seguida de una filtración. 33

46 TABLA 1.8 CONTENIDO EN ACEITE DE DISTINTAS ESPECIES DE MICROALGAS Especie de Microalga Contenido en aceite (% en peso, seco) Botryococcus braunii Chlamydomonas rheinhardii 21 Chlorella protothecoides Chlorella sp Chlorella vulgaris Crypthecodinium cohnii 20 Cylindrotheca sp Dunaliella primolecta 23 Dunaliella salina Euglena gracilis Isochrysis sp Monallanthus salina >20 Nannochloris sp Nannochloropsis sp Neochloris oleoabundans Nitzschia sp Phaeodactylum tricornutum Prymnesium parvum Scenedesmus dimorphus Scenedesmus obliquus Schizochytrium sp Spirogyra sp Tetraselmis sueica Fuente: Chisti, Y., "Biodiesel from microalgae", Biotechnology Advances, 25, 2007, pp El segundo paso consiste en un proceso de secado. Existen varias alternativas para secar las microalgas, cuya elección depende del fin que tengan éstas. Dichas alternativas son las siguientes: - Exposición al sol. - Congelación y aplicación de vacío para sublimar el agua. - Aspersión. - En barril. 34

47 - En hornos a vacío. El uso de las microalgas para obtención de biocombustibles desaconseja el secado por aspersión, ya que se genera un polvo seco cuyo tratamiento posterior se hace dificultoso. El proceso de extracción del aceite contenido en las microalgas se realiza mediante un prensado más una extracción usando ciclohexano como solvente. También existe la posibilidad de realizar una extracción con CO 2 en condiciones supercríticas. Una vez obtenido el aceite de las microalgas, el proceso de obtención de biodiesel consiste en una transesterificación. Este proceso permite reducir la viscosidad del aceite y obtener un combustible de propiedades similares a las del diesel. Además del biodiesel, se produce glicerina. Ambos deben someterse a un proceso de depuración para obtener las calidades exigidas para su comercialización. Como conclusión se puede afirmar que las microalgas constituyen una materia prima muy interesante para la producción de biodiesel. Esto es debido a su alto contenido en aceite, su alta velocidad de crecimiento y al alto conocimiento que hay en la materia, ya que es algo que se lleva utilizando desde hace varios años para otros fines Transesterificación supercrítica En los últimos años a crecido la necesidad de utilizar materias primas baratas para la producción de biodiesel. Esto se debe al hecho de que el precio del biodiesel no es competitivo con los combustibles provenientes del petróleo. El procesado de aceites vegetales constituye aproximadamente un 80% del coste total de dicho combustible alternativo. Para atenuar el problema se están investigando procesos que sean capaces de convertir cualquier tipo de aceite o grasas, con alta acidez (alto contenido en ácidos grasos libres). En este sentido existen alternativas a la transesterificación básica que permiten conseguir el objetivo indicado, como pueden ser: - Pre-neutralización de los ácidos grasos libres (FFA) presentes en la alimentación. 35

48 - Pre-esterificación de los FFA con alcohol o glicerol, catalizada por ácidos fuertes (reacción lenta) seguida de una esterificación en medio alcalino (reacción rápida). - Esterificación completamente catalizada por ácidos. La transesterificación con alcohol (metanol o etanol) en condiciones supercríticas es otra alternativa a los procesos mencionados anteriormente. Las condiciones supercríticas suponen operar por encima del punto crítico del alcohol. En primer lugar se estudiaron procesos supercríticos con una sola etapa de reacción. Sin embargo se obtenían condiciones de operación demasiado severas, lo que provocaba un mayor coste de operación y un mayor impacto ambiental. Para mejorar esto se introduce la transesterificación en dos etapas. La adición de otra etapa disminuye sobre todo la presión de operación y el ratio alcohol/aceite necesario, suponiendo una mejora energética considerable. Además permite la integración energética de las corrientes con contenido calorífico aprovechable. 36

49 2.- MEMORIA JUSTIFICATIVA 37

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51 2.1.- ALCANCE Y OBJETO El proyecto consiste en la realización de la ingeniería básica de una planta piloto de biodiesel a partir de aceite de microalgas. El proceso de transesterificación se realiza con bioetanol en condiciones supercríticas, mientras que el aceite se obtiene del cultivo de la especie de microalga seleccionada en un fotobiorreactor. Con ello, se realizará la ingeniería básica tanto del proceso de obtención de las microalgas como el de la transformación del aceite en biodiesel. Teniendo en cuenta lo anterior, en este proyecto se incluyen diagramas de flujos, balances de materias y energía, especificaciones generales, criterios de diseño y el dimensionamiento de los equipos básicos involucrados en los procesos que se llevan a cabo en la planta piloto. Además se añade un presupuesto de la planta que contiene el coste de inversión y una aproximación al coste de producción Alcance del sistema de obtención de microalgas y del aceite en ellas contenido Se ha realizado un análisis de los fotobiorreactores existentes con mayor aplicación, seleccionando el más adecuado para la planta, según criterios de productividad y superficie ocupada. Además, se ha determinado la especie de microalga cultivada. En cuanto al diseño, se calculan, describen y especifican las dos zonas de las que está compuesto el fotobiorreactor. Por tanto, se incluyen todos los conductos que forman la zona de crecimiento y la zona de intercambio de gases, junto con el separador de gases. También se incluye el dimensionamiento de la red de abastecimiento de aire, necesaria para el sistema air-lift. Esta red consta de soplantes, conductos y válvulas, conformando varios circuitos dispuestos en paralelo. Adicionalmente, se dimensiona la red de abastecimiento de CO 2, que está formada por bombonas de CO 2 conductos y válvulas dispuestos en serie. En este sistema, además del cultivo de las microalgas, se produce la extracción del aceite en ellas contenido. Para ello es necesario un proceso de filtrado, secado y prensado de las microalgas. Los diseños de los equipos necesarios para dichos procesos están dentro del alcance del proyecto. Queda fuera del alcance del proyecto la extracción del cultivo de los fotobiorreactores y su traslado al proceso de filtrado. 39

52 Alcance del sistema de producción de biodiesel mediante transesterificación supercrítica El alcance de este sistema conlleva el diseño de los principales equipos involucrados en el proceso. Además, se especifican tuberías, bombas, válvulas y lazos de control. Las longitudes de las tuberías se estiman en función de donde vayan situados los equipos y los accesorios que pueda tener cada línea, con esto se puede obtener la pérdida de carga que deberán suministrar las bombas del proceso. Queda fuera del alcance la disposición exacta de los equipos y la sintonización de los controladores de la planta Este sistema es capaz de procesar 100 kg/día de aceite de microalgas. Los equipos destinados a este fin y cuyos diseños están incluidos en el proyecto son: - Tanques de almacenamiento, tanto de aceite de microalgas como de bioetanol. - Intercambiadores de calor de doble tubo que permiten elevar la temperatura de las corrientes que alimentan los reactores y hacen posible la integración energética de las corrientes con alto contenido calorífico. - Calentadores eléctricos cuya función es completar la elevación de temperatura necesaria para la alimentación al reactor. - Reactores de tanque agitado que transforman los triglicéridos y FFA del aceite en FAEE mediante la reacción con bioetanol en condiciones supercríticas. También se incluye el diseño de los agitadores. - Separadores flash donde se produce la separación de la mezcla bioetanol/agua de las corrientes de productos de los reactores, para su posterior recirculación. - Separadores líquido-líquido encargados de eliminar la mayor parte de la glicerina producida de las corrientes con alto contenido en FAEE. - Condensador cuya función es licuar el bioetanol y el agua para su recirculación. - Tanques buffer para desacoplar las dos etapas del proceso y para conseguir recircular y purgar caudales diferentes de bioetanol. 40

53 En cuanto a la purga, es necesario indicar que está compuesta por una mezcla líquida de bioetanol y agua. Esta corriente puede ser tratada en una torre de destilación y así aprovechar el bioetanol en el proceso, aunque este tratamiento queda fuera del alcance del proyecto. Cabe indicar que, aunque en los planos aparezcan los soportes de los equipos, el dimensionamiento de estos, al igual que el de la brida de los reactores quedan fuera del alcance del proyecto. Asimismo, este proyecto no contempla el diseño del proceso clásico de transesterificación básica, que incluye los equipos necesarios para depurar la glicerina obtenida. Se ha optado por no añadirlo porque este proceso así como las ventajas que proporciona, están bastante estudiados. Sin embargo, a continuación se indican las posibilidades que habría al añadir a la planta este método clásico de obtención de biodiesel: - Experimentar con distintos tipos de aceites. - Evaluar la calidad del aceite de microalgas y de su uso para fabricar biodiesel. - Comparar los dos procesos de transesterificación. - Depurar la glicerina. - Comparar el grado de pureza de la glicerina obtenida con cada tipo de aceite y proceso. - Evaluar la calidad del biodiesel obtenido para cada aceite y proceso. Como puede verse, en este proyecto se diseña una planta que ofrece una amplia gama de ventajas con respecto a los sistemas utilizados tradicionalmente. De esta forma, influirían positivamente en la lucha contra el cambio climático, en lo que respecta a disminución de emisiones de GEI y a la deforestación. Por otra parte, se pretende reducir el coste de producción del biodiesel para conseguir una mayor competitividad en el mercado, y así poder reducir la acusada dependencia energética del petróleo. 41

54 2.2.- JUSTIFICACIÓN En este apartado se argumenta la elección del biodiesel como combustible, el aceite de microalgas como materia prima y el proceso de transformación del aceite en biodiesel utilizando bioetanol supercrítico Elección del biodiesel como combustible La utilización de biodiesel como combustible supone fundamentalmente reducir las emisiones de CO 2 casi en un 80% con respecto al diesel. Este valor se alcanzaría si el combustible utilizado fuera 100% biodiesel. Actualmente, esto no es posible debido a varios inconvenientes que tiene utilizar este combustible en un motor diesel normal, principalmente la degradación de conductos de goma en el circuito del combustible. Es, por ello, por lo que se usan mezclas de diesel con biodiesel al 5% (B5) y al 20% (B20). Para utilizar biodiesel al 100% sería necesario modificar mínimamente los motores. Además, el biodiesel reduce considerablemente las emisiones de monóxido de carbono (78%), ya que su combustión es más eficiente. Esta combustión más eficiente es debida al contenido en oxígeno que tienen sus moléculas, lo que provoca a su vez, una disminución en las emisiones de hidrocarburos no quemados. Adicionalmente, se reducen las emisiones de partículas sólidas finas, consideradas como un riesgo importante para la salud. El biodiesel no contiene azufre, por lo que las emisiones de SO 2 y SO 3 son nulas y no propicia lluvia ácida. También se consigue una reducción de las emisiones de hidrocarburos aromáticos policíclicos (PAH) y de sus compuestos nitratados. En cuanto a las emisiones de óxidos de nitrógeno, se produce una disminución leve o un aumento leve dependiendo del ciclo de servicio del motor y del método de prueba empleado. Las condiciones operativas del motor también se ven mejoradas, debido principalmente a la mejor lubricidad que proporciona, lo que provoca un menor desgaste del motor. Por otra parte, el biodiesel tiene un número de cetano mayor que el diesel, lo que hace que se reduzca el tiempo de encendido, se disponga de un mayor tiempo para realizar la combustión y se reduzcan las emisiones. Además, mantiene limpios los inyectores debido a la mínima fracción sólida que posee el biodiesel. 42

55 El punto de inflamación del biodiesel es más alto que el del diesel, por lo que el manejo es más sencillo y seguro. A todo esto, hay que añadir que es un combustible biodegradable y no tóxico. El principal inconveniente del biodiesel es que actúa como solvente, y puede liberar depósitos acumulados en las paredes del tanque y tuberías de motores, que hayan utilizado diesel anteriormente. Por tanto, si esto ocurriera los primeros cambios de filtros del motor se deberían hacer en cortos periodos de tiempo. Esto hace que se tenga que tener una cierta precaución a la hora de usar por primera vez el biodiesel, es decir, es aconsejable que el motor esté completamente limpio. Además, con el tiempo el biodiesel ablanda y degrada ciertos elastómeros utilizados en los motores y sistemas de abastecimientos actuales. Aunque las emisiones de óxido de nitrógeno, pueden llegar a incrementarse mínimamente, la disminución de las emisiones de los demás contaminantes, hace que sea un inconveniente insignificante. Todo lo expuesto anteriormente constituye las mejoras que supone utilizar biodiesel en vez de diesel. En cuanto al uso de biodiesel respecto a otros biocombustibles, hay un dato muy significativo: el biodiesel es el único combustible alternativo que ha superado satisfactoriamente los test sobre efectos a la salud del Acta de Aire Limpio requisito de la EPA (Enviromental Proteccion Agency) de los EE.UU Elección de las microalgas como materia prima El uso de las microalgas como materia prima para producir biodiesel tiene unas ventajas muy evidentes, y es quizás lo más destacado del proyecto. Utilizar microalgas supone mejorar entre diez (10) y cien (100) veces la productividad de aceite por unidad de superficie, comparándola con los cultivos vegetales más utilizados en la producción de biodiesel. En la Tabla 2.1 se muestran las productividades por unidad de superficie de diferentes cultivos, junto con la de las microalgas. Además de esto, las microalgas pueden crecer en tierras no aptas para el cultivo, lo que elimina casi completamente el riesgo de deforestación y la competitividad con el aceite para consumo alimenticio. Esta eliminación de la competitividad influye claramente en los precios del aceite, haciendo que no aumente de forma desmesurada. 43

56 TABLA 2.1 RENDIMIENTO POR HECTÁREA DE DISTINTAS FUENTES DE ACEITE Cultivo Rendimiento de aceite (L/Ha año) Maiz 172 Soja 446 Colza 1190 Coco 2689 Palma 5950 Microalgas (1) (1) Suponiendo un contenido en aceite del 30% en peso. Fuente: Chisti, Y., "Biodiesel from microalgae", Biotechnology Advances, 25, 2007, pp Otro aspecto relevante es el consumo de CO 2 necesario para el crecimiento de las microalgas. Esta cantidad consumida es bastante significativa y supone una mejora en el balance de CO 2, lo que provoca una reducción en las emisiones. Adicionalmente, las microalgas poseen una rápida reproducción, las condiciones de crecimiento son fácilmente controladas en el fotobiorreactor propuesto, no se requiere agroquímicos para su crecimiento, tienen un riesgo de contaminación bajo, necesitan una cantidad de energía baja y no requieren de agua de calidad para su crecimiento. Las microalgas también influyen en el objetivo de reducir el precio de producción del biodiesel, ya que se obtiene un subproducto con un valor de mercado importante. Una vez extraído el aceite de las microalgas, se obtiene un residuo sólido que se denomina pulpa de algas. La pulpa de algas contiene diversos compuestos nutritivos como: ácidos grasos poliinsaturados de cadena larga, vitaminas y antioxidantes como los betacarotenos. Se utiliza en las industrias alimenticias y farmaceúticas porque contiene también esteroles, que pueden utilizarse como elemento de síntesis de hormonas. Además, las cianobacterias son elementos potenciales en aplicaciones biomédicas en compuestos antivirales, antimicrobiales, y anticancerígenos. El precio de la pulpa de alga, en Holanda, oscila entre 1 y 3 euros por kilogramo (Juschin, 2007). 44

57 Elección de la transesterificación con bioetanol supercrítico La transformación del aceite en etil éster o biodiesel se realizará a través de una reacción de transesterificación en condiciones supercríticas con bioetanol. La elección del bioetanol tiene motivos principalmente medioambientales. Su producción provoca un menor impacto ambiental y para la salud. Además, es un producto derivado de la agricultura y es renovable. El etil éster obtenido en la transesterificación tiene ventajas y desventajas respecto al metil éster. Como ventajas puede decirse que tiene una menor opacidad de humos, menor temperatura de los gases de combustión y menor punto de fluencia. Por el contrario, tiene una viscosidad ligeramente superior y un punto de niebla ligeramente inferior. Además, el etil éster proporciona una potencia y un par algo inferiores. La transesterificación supercrítica tiene varias ventajas que hacen su uso bastante interesante. Este proceso no requiere de catalizador, lo que supone el ahorro de una materia prima y del proceso de recuperación y recirculación de dicho catalizador. El catalizador es envenado por el agua en la transesterificación básica clásica, por tanto, al no necesitar catalizador este proceso tolera altos contenidos en agua. Esto supone la eliminación del pretratamiento del aceite encaminado a separar el agua contenida en él. El hecho de no necesitar catalizador no repercute en una disminución de la velocidad de reacción, ya que las condiciones supercríticas mejoran considerablemente la solubilidad del bioetanol en el aceite, siendo éste un parámetro clave en la cinética de la transesterificación. Otra ventaja importante es el hecho de que este proceso transforma los ácidos grasos libres (FFA) en biodiesel. Los FFA suponen un inconveniente para la transesterificación clásica, ya que envenena el catalizador transformándolo en jabones, por lo que se requiere de una esterificación o una eliminación de FFA previa. Estos procesos de pretratamiento del aceite son eliminados en la transesterificación propuesta y suponen un ahorro importante tanto en la inversión como en los costes de operación de la planta. La tolerancia al agua y a los FFA hace que la planta pueda trabajar con aceite frito usado, filtrado y desgomado previamente, e incluso con cualquier tipo de grasa animal. 45

58 Por otra parte, la glicerina obtenida es prácticamente pura, lo que supone la eliminación de los procesos de depuración. Estos procesos de depuración suponen un importante ahorro, tanto económico como de espacio. No obstante, la transesterificación supercrítica tiene dos inconvenientes principales que se exponen a continuación: - El proceso se caracteriza por un alto consumo de energía, debido principalmente a las altas condiciones presión y temperatura. Este alto consumo de energía provoca un mayor impacto medioambiental. En el proyecto se propone un proceso en dos etapas con aprovechamiento energético de las corrientes de salida de los reactores. Adicionalmente, existe la posibilidad de incluir un generador de corriente eléctrica, que funcione con el bioetanol gaseoso circulante en el proceso. - Como consecuencia de las altas presiones y temperaturas que se generan, existe un riesgo mayor. Es, por esto, por lo que los equipos deben diseñarse con los espesores y materiales adecuados. 46

59 3.- MEMORIA DESCRIPTIVA 47

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61 En este Proyecto se realiza la ingeniería básica de una planta piloto para obtener biodiesel a partir de aceite de microalgas. Además, se diseñan los equipos necesarios para el crecimiento óptimo de las microalgas y se describe la forma de obtener el aceite contenido en ellas. La planta piloto es capaz de procesar 12,5 kg/h de aceite, que considerando ocho (8) horas de operación al día, se obtiene una capacidad de 100 kg/día. Con esta alimentación de aceite, la planta es capaz de generar aproximadamente 107 kg/día de biodiesel y 10 kg/día de glicerina, resultando una purga de mezcla bietanol/agua de aproximadamente 20 kg/día. Debido al sistema de recirculación implementado y a la operación en dos (2) etapas de la planta piloto, sólo es necesaria una alimentación de 36,53 kg/día de bioetanol. El sistema de recirculación permite optimizar el aprovechamiento del bioetanol que no ha reaccionado, mientras que la operación en dos etapas permite disminuir el ratio bioetanol/aceite de entrada a cada reactor. La obtención de microalgas se realiza en un fotobiorreactor horizontal cerrado. Con este tipo de reactor, se consigue optimizar el área necesaria para la obtención de aceite. Por otro lado, se utiliza un novedoso proceso de transesterificación utilizando bioetanol en condiciones supercríticas. Estas condiciones suponen que el reactor opere a una temperatura y presión superiores a las del punto crítico del bioetanol. La transesterificación se realiza en dos pasos con recuperación intermedia, tanto de bioetanol que se recircula como de glicerina que se obtiene como subproducto. Las condiciones supercríticas mejoran la solubilidad del bioetanol en el aceite y evitan la utilización de catalizadores, así como la posibilidad de procesar aceites con alto contenido en ácidos grasos libres y agua. 49

62 3.1.- DESCRIPCION GENERAL La planta piloto consta de dos (2) sistemas, los cuales tienen por objetivo conseguir la materia prima principal y transformarla en biodiesel. ambos sistemas. En la Figura 3.1 se muestra un diagrama de bloques del proceso completo que incluye FIGURA 3.1 DIAGRAMA DE BLOQUES. PROCESO COMPLETO Aire Cepas de microalgas CO 2 FOTOBIORREACTOR FILTRADO SECADO PRENSADO Nutrientes Aceite de Microalgas Bioetanol TRANSESTERIFICACIÓN SUPERCRÍTICA Purga: bioetanol y agua Glicerina BIODIESEL El primer sistema tiene la función de obtener las microalgas y extraer el aceite, en ellas contenido. Este sistema constituye el punto de partida de la planta, y es indispensable en el proceso. El equipo principal es el fotobiorreactor. El fotobiorreactor está formado por varios conductos tubulares paralelos de policarbonato transparente situados y diseñados de manera que se optimice la superficie ocupada. Este conjunto de tubos constituyen la zona de cultivo, en la cual incide la luz solar necesaria para el crecimiento de las microalgas por fotosíntesis. 50

63 Además, cada reactor dispone de una torre de intercambio de gases, que tiene la función de eliminar el O 2 producido, suministrar el CO 2 necesario para el crecimiento de las algas e impulsar el cultivo a través del reactor. Uno de los problemas que tienen los cultivos de algas es la inhibición del crecimiento debido al O 2 producido en la fotosíntesis. La torre de intercambio de gases es la encargada de eliminar este O 2 producido y conseguir que la fotosíntesis de las algas sea más eficiente. La fotosíntesis se puede resumir con la siguiente reacción: CO 2 + NUTRIENTES + LUZ MATERIA ORGÁNICA + O 2 Al ser un equilibrio químico, el aumento de la concentración de O 2 en el cultivo provoca el desplazamiento de la reacción a la izquierda y, por consiguiente, la inhibición de la fotosíntesis. El cultivo de microalgas obtenido pasa por un proceso de filtración y secado. Este tratamiento sirve para acondicionar las microalgas para un eficiente proceso de extracción. El secado se realiza normalmente al sol. La extracción del aceite retenido en las microalgas se lleva a cabo en una prensa. El prensado consiste en aplicar presión sobre las células y así extraer el aceite. Este tipo de extracción se engloba dentro de los métodos mecánicos. Existe la posibilidad de utilizar métodos químicos para mejorar el rendimiento de extracción, como puede ser la extracción con solvente (hexano, ciclohexano, benceno, éter, etc). En el segundo sistema se lleva a cabo una transesterificación utilizando bioetanol supercrítico. Este proceso se realiza en dos pasos, es decir, se dispone de dos reactores con recuperación intermedia de bioetanol y glicerina. La transesterificación supercrítica requiere unas condiciones de presión y temperatura del orden de las del punto crítico del bioetanol. Operar en estas condiciones supone un elevado control de seguridad, ya que se tienen presiones de 60 bar y temperaturas próximas a 290 ºC. La presión de operación disminuye al operar en dos pasos, alcanzando un valor de 40 bar, debido al efecto cosolvente del FAEE. Este fenómeno se produce al añadir una tercera sustancia a una mezcla mejorando así la solubilidad de dicha mezcla. En nuestro caso, operar en condiciones 51

64 supercríticas permite mejorar la solubilidad del bioetanol en aceite, por lo que el efecto cosolvente del FAEE permite que las condiciones de operación sean menos severas. Este proceso requiere un alto aporte energético, lo que lo hace más costoso y perjudicial para el medioambiente. Para contrarrestar esto, se dispone de una serie de intercambiadores de calor con el fin de mejorar la eficiencia energética, mediante el aprovechamiento de la energía contenida en las distintas corrientes del proceso. Principalmente, se intercambia calor entre las corrientes de salida de los reactores, con alto contenido energético, y las corrientes de entrada a estos. El hecho de implementar estos intercambiadores de calor, no exime de utilizar fuentes de energía externas, que se hacen efectivas en calentadores eléctricos. Además de esto, la realización del proceso en dos pasos también supone una mejora en el impacto medioambiental que supone dicho proceso, ya que se reduce el ratio bioetanol/aceite de 42 (operando en una sola etapa) a 10. Esta reducción supone un ahorro, tanto de energía consumida para el precalentamiento de la mezcla bioetanol-aceite, como de la energía consumida por el equipo de bombeo SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO En este sistema se realiza el cultivo de las microalgas, su acondicionamiento para la extracción del aceite que contienen y la propia extracción. Antes de describir el sistema se justifica el tipo de fotobiorreactor y la especie de microalga seleccionados Tipo de fotobiorreactor El crecimiento de las microalgas se realiza en un fotobiorreactor tipo tubular horizontal (HTR). De los dos HTR expuestos en el Anexo I, se ha utilizado el primero de ellos 3. Dicho reactor consta de una serie de tubos paralelos por los que circula el cultivo. Los motivos por los que se elige son: 3 Véase Figura I.3 (A), p

65 - El ángulo de incidencia de la luz sobre la zona de crecimiento es adecuado, siendo incluso necesario refrigerar. - Utilizando un diámetro de tubo lo suficientemente pequeño, se consigue una frecuencia óptima de los ciclos luz/oscuridad. - El sistema airlift proporciona un bombeo eficiente, optimizando la velocidad de flujo y la eliminación de O 2. - El escalado es factible, ya que estos reactores se construyen con la longitud de tubo máxima para que no se inhiba el crecimiento por acumulación de O 2. Por tanto, el escalado consistirá en operar con el número de reactores necesarios, para alcanzar la producción deseada. Por otra parte, la elección del reactor horizontal, formado por una serie de tubos paralelos en vez del que consta de uno solo (Figura I.3 (B)), se debe a que el segundo excede la longitud máxima que el cultivo puede permanecer sin eliminar O Especie de microalga Existen miles de especies de microalgas, pero solo un pequeño grupo es ideal para la producción de aceite. Aunque este grupo sea pequeño en comparación con todas las especies existentes sigue contando con un número elevado de especies. En EEUU se puso en marcha un programa de investigación llamado The Aquatic Species Program entre 1978 hasta 1996, en el que se investigaron las especies de algas más apropiadas para la producción de biodiesel. Se concluyó que no existe una sola especie que sea la mejor en términos de contenido en aceite y velocidad de crecimiento de biomasa. Aún así se obtuvieron los dos grupos de algas más prometedoras en este sentido: las diatomeas en primer lugar, y las algas verdes en segundo. Para seleccionar la especie de microalga que se va a utilizar, es necesario tener en cuenta los siguientes factores: 53

66 - Es necesario un alto contenido en aceite. El contenido en aceite de las distintas especies puede verse en la Tabla Alta velocidad de crecimiento. - Condiciones óptimas de crecimiento. Al ser cultivadas al aire libre con aprovechamiento de la luz solar, el factor limitante es la temperatura de crecimiento. - La cantidad de nutrientes y CO 2 necesarios es un factor con menor importancia, ya que la mayoría de las especies tienen necesidades similares. La especie elegida es Phaeodactylum tricornutum, perteneciente a la familia de las diatomeas. Se debe principalmente a la disponibilidad de información sobre esta especie, y a que se ha experimentado con ella en Almería, con unas condiciones meteorológicas similares a las de Sevilla. Estas condiciones son cercanas a las óptimas de crecimiento de dicha especie. Las condiciones óptimas de crecimiento son 4 : - Una temperatura en torno a 25 ºC. - La intensidad de luz solar óptima depende de varios factores, pero principalmente de si el cultivo ha llegado a la saturación o no. Antes de la saturación, un incremento en la intensidad luz aumenta la producción, mientras que una vez saturado la baja. Por tanto la intensidad de luz óptima dependerá de la concentración de nutrientes, de la densidad celular y del efecto sombra 5 que se produce entre las propias células. - La salinidad debe estar entre el 1,2 y el 4,0 %, siendo el óptimo un 2% aproximadamente. - El ph óptimo suele estar entre 7-9, dándose variación dentro de este rango a lo largo del periodo de crecimiento. Por el propio proceso de crecimiento se suelen dar valores superiores a 9, lo que provoca que se inhiba. Esto se produce debido al desequilibrio químico que se origina en el medio y por la presencia de macronutrientes, como el P y 4 Castelló Orsay, F., Acuicultura Marina. Fundamentos biológicos y tecnología de la producción, Universitat de Barcelona Publicacions, 1993, pp Es el fenómeno que ocurre cuando un conjunto de células evitan que a otras les llegue la luz, también es llamado apantallamiento. 54

67 el N. Para controlar el ph se suele añadir ácidos o CO 2 que contrarrestan la subida del ph. - Es necesaria una cierta agitación para prevenir la sedimentación de partículas, homogeneizar los nutrientes, conseguir que a todas las células les incida la luz, evitar la fotoinhibición y la estratificación térmica o salina. La agitación se lleva a cabo gracias al sistema airlift mediante la inyección de aire al cultivo. - El CO 2 es indispensable para la fotosíntesis. Se introduce en el medio con una concentración que va desde el 0,6 6 al 1 % del volumen total de aire alimentado. Además regula el ph. - Se necesita una eliminación de O 2 para evitar la inhibición de la fotosíntesis. - Además del CO2 se necesitan nutrientes, tanto minerales (P, N, S, K, Mg) como trazas de metales (Fe, Co, Cu, Zn). Para evitar la contaminación por otras especies es necesario llevar un control exhaustivo de las condiciones de operación Descripción del sistema En la Figura 3.2 se muestra el diagrama de bloques del sistema. Fotobiorreactor El fotobiorreactor se compone de la zona de crecimiento, dónde se produce la captación de la luz, y de la zona de intercambio de gases. En el Plano 1 del Anexo IV se muestran ambas zonas en detalle. La zona de crecimiento está formada por 12 tubos colectores de policarbonato transparente de 3 cm de diámetro dispuestos paralelamente y conectados entre sí por unos tubos distribuidores de 6 cm de diámetro. El reducido diámetro de los tubos colectores tiene por objeto asegurar una frecuencia alta de los ciclos luz/oscuridad de las células, para favorecer el crecimiento de las microalgas. 6 En la referencia 4 especifica una concentración aproximada del 1 %. El valor de 0,6 % se ha obtenido de la web 55

68 FIGURA 3.2 DIAGRAMA DE BLOQUES. CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO Aire ZONA DE ZONA INTERCAMBIO DE Microalgas Aceite DE GASES CRECIMIENTO FOTOBIORREACTOR FILTRADO SECADO PRENSADO Nutrientes CO 2 Cepas de Microalgas Biomasa con alto contenido proteico La zona de intercambio de gases tiene dos funciones. En primer lugar, impulsa el cultivo a través de todo el circuito que forma el fotobiorreactor. La impulsión del cultivo se lleva a cabo gracias a la inyección de aire en la parte inferior del tubo, que lleva el cultivo al separador de gases. Este tipo de impulsión se conoce con el nombre de sistema airlift. Dicho sistema favorece la eliminación del O 2 producido en la fotosíntesis debido al efecto stripping. La segunda función de la zona de intercambio de gases consiste en eliminar el O 2 mediante un separador de gases. El separador de gases se diseña de forma que el cultivo permanezca en él el tiempo suficiente, para que la burbuja más pequeña de aire recorra la altura de dicho separador. Por la parte superior del separador de gases se introducen los nutrientes, junto con cultivo fresco. En esta zona también se realiza el aporte CO 2 necesario para la producción de biomasa a partir de la fotosíntesis. Dicho aporte se realiza en la parte final de la zona de intercambio de gases, justo antes de que el cultivo entre en la zona de crecimiento exento de O 2. 56

69 En la Memoria de Cálculo de este documento se completa la descripción de este sistema, ya que los valores de los parámetros de diseño están relacionados con la disposición que adopte el fotobiorreactor. La composición del aceite obtenido se muestra en la Tabla 3.1 TABLA 3.1 COMPOSICIÓN DEL ACEITE DE MICROALGAS (1) Ácido graso Contenido (% en peso) Ácido láurico (C12:0) 1,8 Ácido mirístico (C14:0) 6,3 Ácido palmítico (C16:0) 31,5 Ácido palmitoleico (C16:1) 43,0 Ácido hexadecadienoico (C16:2) 4,5 C16:3 0,4 Ácido esteárico (C18:0) 0,4 Ácido oleico (C18:1) 2,1 Ácido linoleico (C18:2) 0,5 Ácido linolénico (C18:3) Traza Ácido esteradónico (C18:4) 1,3 C:18:n (1) Traza Ácido eicosapentaenoico (C20:5) 4,0 Ácido behénico (C22:0) Traza Ácido docohexaenoico Traza TOTAL IDENTIFICADO 96,2 Número de dobles enlaces: n>=3 Fuente: Siron R., Giusti G., Berland B., Changes in the fatty acid composition of Phaeodactylum tricornutum and Dunaliella tertiolecta during growth and under phosphorus deficiency, Marine Ecology Progress Series, vol. 55, Red de abastecimiento de aire La inyección de aire del sistema airlift se lleva cabo a través de una red de abastecimiento de aire compuesta por 75 soplantes, conductos, válvulas y accesorios (codos y tes). 57

70 Las soplantes seleccionadas son de tipo centrífugo de canal lateral por su facilidad de instalación, bajo nivel sonoro, ausencia de vibraciones, un mantenimiento mínimo y la eliminación del lubricante debido a que el rotor no entra en contacto con la carcasa, eliminando también el riesgo de contaminación del aire por contacto con el lubricante. Cada soplante debe suministrar un caudal de aire de aproximadamente 150 m 3 /h y una presión de descarga de 1,14 bar absolutos. La soplante seleccionada es de la empresa Mapner, siendo el modelo CL 18/01 de una etapa. Este equipo aumenta la presión del aire mediante una serie de remolinos causados por el empuje centrífugo del rotor. Al girar el rotor, los álabes empujan el aire hacía adelante y hacia el exterior (debido a la fuerza centrífuga), produciéndose un movimiento helicoidal. Durante este movimiento se vuelve a comprimir el aire varias veces, provocando un aumento lineal de la presión. El motor es trifásico con un voltaje de 400 V (triángulo)/690 V (estrella), a 50 Hz. El estátor y el rodete están fabricados en aleación de aluminio. Permite operar con caudales de aire dentro del rango m 3 /h (20 ºC y 1 atm), suministrando una presión de salida de 1 a 1,3 bar absolutos. Para el punto de operación (150 m 3 /h y 1,14 bar) el consumo de potencia es de 1,5 kw. Cada soplante alimenta a una red de tuberías de polietileno completamente igual a las otras. Cada red se divide en 2 tuberías denominadas conductos de línea, teniendo cada conducto de línea 6 derivaciones. En el Plano 2 (Anexo IV) se muestra la disposición de la red. Las tuberías salen de la soplante con un diámetro de 1¼, recorriendo una longitud de 40 cm hasta llegar a un codo recto de 1¼. Después del codo se tiene un tramo recto de 111,1 m en el cual se insertan 6 tes. Estas tes son las que unen las derivaciones con los conductos de línea. Las derivaciones son tubos de ½ que contienen una válvula de corte y una té en su extremo que permite bifurcar el aire en dos conductos, de manera que alimenten a dos fotobiorreactores. Los accesorios de la red son los siguientes: codos de 90º con un diámetro de 1¼ en la entrada y de 1¼ en la salida, situados en el cambio de dirección que experimenta cada conducto de línea tes de 1¼ en los conductos seguidos y de ½ en el perpendicular, situadas en las uniones del conducto de línea (parte con diámetro de 1¼ ) y las derivaciones. 58

71 - 900 tes de ½ en los conductos seguidos y de ½ en el perpendicular, situadas en el final de cada derivación. La red consta de 900 válvulas de compuerta, situadas en cada una de las derivaciones que alimenta a 2 fotobiorreactores. Estas válvulas permiten que el caudal de aire que entra a cada fotobiorreactor sea el mismo. La válvula seleccionada es el modelo GV ½ de la empresa Watts. Está fabricada principalmente en bronce ASTM B-584 y el sello es de teflón. Pueden operar hasta una presión de 8,6 bar. Las uniones con las tuberías son roscadas. Estas vávulas están especialmente indicadas para agua, vapor, aceite y gases a presión. Hay que tener en cuenta que las tuberías son de polietileno y estas válvulas son metálicas. Normalmente, se utilizan piezas de unión roscadas. La inyección de aire al fotobiorreactor se realiza mediante un cabezal que se inserta en la tubería de aire y que penetra en el punto de inyección de aire del fotobiorreactor. El cabezal tiene una serie de agujeros que permite burbujear el aire en el interior del fotobiorreactor. En la Figura 3.3 se muestra un dibujo esquemático de la inyección de aire. FIGURA 3.3 INYECCIÓN DE AIRE EN EL FOTOBIORREACTOR Red de abastecimiento de CO 2 La inyección del CO 2 necesario para la fotosíntesis de las microalgas se realiza mediante una red de abastecimiento, compuesta por bombonas de CO 2, conductos, válvulas y 59

72 accesorios. Esta red se dispone de forma similar a la red de aire, con la salvedad de que cada bombona alimenta a una sola línea (Ver Figura 4.7). Las bombonas de CO 2 tienen una capacidad de 50 litros, con una carga neta de 37,5 kg. Las bombonas disponen de un manoreductor para dar la presión necesaria. Con esta capacidad se puede abastecer una línea de 12 fotobiorreactores durante 6 días. Tanto los conductos de línea como las derivaciones son de polietileno, y tienen un diámetro nominal de 1/8. La unión de las derivaciones y el conducto de línea se hace a través de tes. Al final de cada derivación el flujo de CO 2 se bifurca en dos mediante una te. En cuanto a los accesorios hay que decir que sólo son necesarias tes de 1/8. Se sitúan 900 en las uniones de las derivaciones con los conductos de línea y otras 900 en las bifurcaciones de las derivaciones. La red consta de 900 válvulas de corte, situadas en cada una de las derivaciones que alimenta a 2 fotobiorreactores.. Estas válvulas permiten que el caudal de CO 2 que entra a cada fotobiorreactor sea el mismo. La válvula seleccionada es el modelo GV 1/4 de la empresa Watts. Las válvulas son idénticas a las descritas en la red de abastecimiento de aire, variando sólo el diámetro nominal, las dimensiones y peso de las mismas. La inyección de CO 2 al fotobiorreactor se hace exactamente igual que el aire. Proceso de filtrado El filtrado del cultivo se realiza mediante filtros microscreeners. Estos filtros tienen forma de cartucho cilíndrico, siendo el flujo de dentro hacia fuera del mismo. Se caracterizan por un tamaño de poro del medio filtrante muy pequeño. El medio filtrante está formado por múltiples y finas fibras de acero inoxidable 316L que crean una estructura tridimensional. Se dispone de 4 cartuchos, 2 operando y otros 2 para poder seguir trabajando en continuo en caso de limpieza y retirada de microalgas. 60

73 El grado de filtración o tamaño de poro es de 3 µm. Los cartuchos tienen un diámetro exterior de 67 mm, una longitud de 763 mm y el medio filtrante está plisado para aumentar el área de filtrado. El área de filtrado por cartucho tiene un valor de 45 dm 2. Proceso de secado Una vez filtrado el cultivo, se obtiene una masa viscosa con alto contenido en agua. Por tanto, es necesario un proceso de secado que proporcione unas óptimas condiciones de humedad para el prensado posterior. El secado se realiza por exposición al sol de las microalgas. El área necesaria es de 2000 m 2, disponiéndose las microalgas en bandejas de aluminio recubiertas de un plástico transparente para facilitar su extracción. Esta área se ha calculado para secar en 2 días la producción de microalgas de un día. El espesor de las láminas formadas por las microalgas será de 0,5 cm. Este espesor es el óptimo para que toda la masa se seque por igual y no haya pérdida de microalgas debido al efecto sombra. La radiación solar necesaria es de 20 MJ/m 2 día Este valor se supera en Sevilla en gran parte del año. El proceso se ha diseñado con un coeficiente de seguridad del 16 % para garantizar el buen funcionamiento en los meses que no se supera dicho valor. Proceso de prensado La extracción del aceite contenido en las microalgas se lleva a cabo mediante un proceso de prensado. Las prensas que se utilizan para la extracción del aceite de microalgas, son similares a las de los aceites vegetales. La prensa extrae el aceite mecánicamente mediante fricción. El aceite se desliza por las superficies metálicas, siendo el rendimiento de extracción directamente proporcional a la presión que se ejerza sobre las microalgas. La presión interna en una prensa oscila entre 2800 y 3000 kg/cm 2. 61

74 Se ha seleccionado la prensa modelo XP 100 de la empresa Alvan Blanch. Esta prensa es capaz de procesar 150 kg/h de microalgas secas. Permite ajustar la presión en la cámara de prensado mientras este en marcha. Dispone de una serie de sensores que interrumpen la operación cuando existe un atasco o impedimento, siendo esto muy importante para un equipo diseñado para operar 24 horas al día. La maquina dispone de un motor con un consumo energético de 9,2 kw y un calentador eléctrico que permite precalentar la alimentación a una temperatura determinada para obtener una producción bien definida y estable SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO En este sistema se realiza la transformación del aceite extraído de las microalgas en etil éster, mediante un proceso de transesterificación utilizando bioetanol supercrítico. La reacción se lleva a cabo en dos pasos, por lo que son necesarios dos reactores. El diseño de los equipos es algo peculiar debido a las altas presiones y temperaturas que se alcanzan en el proceso. Las condiciones en las que se produce la reacción son 40 bar y 290 ºC. El sistema consta principalmente de los siguientes equipos: - Tanques de almacenamiento de bioetanol y aceite. - Intercambiadores de calor de doble tubo. - Calentadores eléctricos. - Reactores. - Separadores flash. - Separadores líquido-líquido. - Condensador. - Tanques Buffer. 62

75 En la Figura 3.4 se muestra el diagrama de flujo del proceso. El proceso comienza con el almacenamiento de las materias primas (aceite y bioetanol), las cuales se mezclan junto con la corriente de recirculación de bioetanol. Una vez mezcladas se bombea incrementando la presión hasta algo más de 40 bar y se hace pasar por un intercambiador de calor de doble tubo seguido de un calentador eléctrico que eleva la temperatura hasta 290 ºC. En el intercambiador de calor la corriente que cede calor es la de salida del reactor. El primer paso de la transesterificación se produce en un reactor de mezcla perfecta, en el cual se alcanza una conversión del 95 %. En este primer reactor, además de la transesterificación de los triglicéridos, se produce la transformación de los ácidos grasos libres (FFA) que contiene el aceite a FAEE. Esta reacción se produce gracias a las severas condiciones de operación; en la transesterificación clásica esto no tiene lugar, dándose por el contrario reacciones perjudiciales para el proceso. La corriente de salida del primer reactor contiene gran cantidad de bioetanol, además de un alto contenido energético. Por ello, esta corriente se hace pasar por un intercambiador de calor de doble tubo con el fin de incrementar la temperatura de la corriente de entrada al reactor hasta aproximadamente 170 ºC. El calor cedido por la corriente de salida del reactor está limitado por la temperatura (120 ºC) del separador flash posterior que tiene la función de recuperar el bioetanol en exceso. Esta temperatura tiene que ser la adecuada para conseguir tres (3) fines fundamentales: que el separador flash opere adiabáticamente, que no se produzca la descomposición de la glicerina, y que se consiga un contenido en bioetanol en el biodiesel producido menor del especificado en la norma europea EN14214 de Por tanto, el proceso de evaporación del bioetanol y el agua se produce debido a una despresurización brusca de 40 a 1 bar, de forma que no se necesite aporte de calor alguno. Una vez recuperado gran parte del exceso de bioetanol, la corriente con alto contenido en FAEE pasa por un separador líquido-líquido donde se produce la separación por diferencia de densidades del FAEE y de la glicerina. La fase pesada (glicerina) es un subproducto del proceso, mientras que la fase ligera pasa al segundo reactor, donde se completa la reacción de transesterificación del aceite que no ha reaccionado en el primer paso. 63

76 FIGURA 3.4 DIAGRAMA DE BLOQUES. TRANSESTERIFICACIÓN SUPERCRÍTICA 7 TBF2 Purga: Bioetanol y Agua Tanque de Bioetanol Zona Supercrítica INT1 CAL1 R1 Zona Supercrítica Tanque de Aceite COND INT2 CAL2 R2 SF1 TBF1 SF2 Biodiesel INT: Intercambiador de calor de doble tubo CAL: Calentador eléctrico R: Reactor tipo tanque agitado SF: Separador flash SPLL1 SPLL2 SPLL: Separador líquido-líquido COND: Condensador TBF: Tanque buffer Glicerina 7 Zona supercrítica: es la parte del proceso donde se opera a una presión 40 bar y una temperatura de 290 ºC.

77 Antes de pasar al segundo reactor se dispone de un tanque buffer, para desacoplar los dos pasos del proceso en caso de fallo o por cualquier otro tipo de necesidad. El primer separador líquido-líquido opera a 120 ºC, por lo que para el segundo reactor, las necesidades de aporte de calor son menores. Aún así, se dispone de un intercambiador de calor de doble tubo y de un calentador eléctrico para elevar la temperatura de la corriente de entrada hasta 290ºC. El segundo paso de reacción y separación posterior es completamente igual que el primero, aunque los equipos tengan diferentes dimensiones. La glicerina obtenida en cada paso se mezcla formando la corriente de subproducto. Por el contrario la mezcla evaporada en los separadores flash se lleva a un condensador, donde se condensa a la temperatura de condensación normal del bioetanol. Esta mezcla condensada se lleva a un tanque buffer. La función de este tanque buffer es dividir el caudal de entrada en dos corrientes con distintos caudales, recirculación y purga. El hecho de no usar un divisor de corriente convencional radica en optimizar el aprovechamiento de bioetanol. La corriente de purga es necesaria debido a la posibilidad de acumulación de agua en el proceso. El agua entra en el proceso como impureza del aceite y además se genera en el primer reactor mediante la reacción de formación de FAEE a partir de los ácidos grasos libres (FFA). El uso de aceite de microalgas aumenta la necesidad de purgar debido al alto contenido en FFA que presenta. Por tanto, la utilización del tanque buffer va encaminada a purgar un caudal de mezcla bioetanol-agua tal que el agua contenida en esa corriente sea igual a la que entra en el proceso más la que se genera. La corriente de purga es una mezcla de bioetanol y agua. Esta corriente puede ser tratada en una torre de destilación y así conseguir aprovechar el bioetanol contenido en ella, recirculándolo al proceso. Este tratamiento de la purga queda fuera del alcance de este proyecto. Cabe destacar que la glicerina obtenida en el proceso no necesita tratamientos, ya que se consigue una pureza mayor del 90 % en peso. 65

78 Tanques de almacenamiento El sistema contiene dos (2) tanques de almacenamiento fabricados en acero inoxidable AISI 316. Uno de ellos contiene el aceite necesario para operar durante cinco (5) días, con una capacidad aproximada de 775 litros. Por otra parte, el tanque de almacenamiento de bioetanol tiene una capacidad aproximada de 290 litros y contiene el bioetanol necesario para operar durante cinco (5) días. Ambos tanques son cilíndricos con fondo cónico. La relación H/D se ha tomado igual a 3, siendo este un valor típico en el diseño de tanques de almacenamiento. El fondo cónico forma un ángulo de 45º con la horizontal. El tanque de aceite tiene un diámetro de 0,7 m y una altura total de 2,25 m, de los cuales 0,35 m pertenecen a la altura del fondo cónico. El espesor de las paredes y el fondo del tanque es 5 mm. El tanque de bioetanol tiene un diámetro de 0,5 m y una altura total de 1,65 m, de los cuales 0,25 m pertenecen a la altura del fondo cónico. El espesor de las paredes y el fondo del tanque es 5 mm Intercambiadores de calor Se dispone de dos (2) intercambiadores de calor de doble tubo, siendo ambos tubos de acero inoxidable AISI 316. La función de estos intercambiadores consiste en acondicionar las alimentaciones de los reactores elevando su temperatura, aprovechando el contenido energético de las corrientes de salida de los reactores. Ambos intercambiadores tienen los mismos diámetros de tubos, variando solo la longitud de tubo necesaria. El tubo interior es de 1/8 de diámetro nominal normalizado, lo que corresponde a un diámetro interior de 5,46 mm, un diámetro exterior de 10,29 mm y un espesor de 2,41 mm. El tubo exterior es de 1/2, lo que corresponde a un diámetro interior de 13,87 mm, un diámetro exterior de 21,34 mm y un espesor de 3,73 mm. Se han seleccionado los tubos con un schedule o número de catálogo 80 8, cuyos espesores son suficientes para resistir las elevadas presiones que se dan en el interior de los tubos. 8 Factor 4 Ingenieros Consultores S. L., Tablas: Características de tuberías, 2001, p

79 La longitud de tubo de ambos intercambiadores es elevada, siendo de 6 m para el primero y de 21 m para el segundo. Debido a esto no se disponen de forma rectilínea, ya que ocuparían demasiado espacio. Por tanto, se adopta una disposición en batería vertical formada por tramos de 1,5 m (ver Plano 8, Anexo IV). Por tanto, el primer intercambiador constará de una batería de 4 tramos, mientras que el segundo tendrá Calentadores eléctricos Las corrientes de entrada a cada reactor tienen que estar a una temperatura de 290 ºC. Esta temperatura no es posible alcanzarla con los intercambiadores de calor de doble tubo, por lo que es necesario añadir un calentador eléctrico después de cada intercambiador. El calentador del primer paso de reacción (CE1) debe proporcionar una potencia de 2855,5 W para alcanzar la temperatura deseada. Por el contrario, para el segundo calentador (CE2) sólo se necesita una potencia de 256,4 W. Estas potencias son las necesarias cuando la planta opera normalmente. Durante la puesta en marcha de la planta, estos calentadores deben elevar la temperatura de las corrientes de entrada a los reactores sin ayuda de los intercambiadores. Por ello, se seleccionan 2 calentadores eléctricos de 6 y 3 kw, potencia suficiente para la puesta en marcha. El calentador eléctrico seleccionado es de circulación, formado por una cámara donde entra el fluido a calentar. La cámara contiene en su interior una serie de resistencias eléctricas que calientan el fluido. Estos equipos se caracterizan por una entrada y salida continua. Se ha seleccionado el modelo NWHMTO P-E1/240 para el calentador de 3 kw y el NWHMTO P-E1/240 para el de 6 kw. Ambos calentadores están especialmente indicados para calentar aceites de bajo y medio peso molecular, funcionan a 230 V y son monofásicos. La carcasa cilíndrica está fabricada en acero al carbono ASTM A53B, mientras que las resistencias eléctricas son de tipo screw-plug (tornillo/tapón), están fabricadas en acero y tienen un diámetro 2 ½. Pueden operar a una temperatura y presión máximas de 300ºC y 62 bar, respectivamente. Las conexiones de entrada y salida son roscadas de 1. 67

80 El calentador de 3 kw tiene un diámetro de 17,78 cm y una longitud de 88,26 cm, mientras que el de 6 kw tiene una longitud de 146 cm, siendo el diámetro igual. Ambos calentadores tienen un termostato que indica la temperatura del fluido en un rango de 90 a 300 ºC. En la Figura 3.5 se muestra un dibujo de un calentador de circulación, indicando todas sus partes. FIGURA 3.5 CALENTADOR ELÉCTRICO DE CIRCULACIÓN Cabezal de cierre Salida Toma de corriente Aislamiento Termostato Orejetas de montaje/unión Carcasa Cámara de calentamiento Entrada Resistencias eléctricas Tapón de drenaje 68

81 Reactores Se dispone de dos (2) reactores tipo tanque agitado. Las condiciones de operación de ambos reactores son de 290 ºC y 40 bar, que hacen que el bioetanol se comporte como un fluido en condiciones supercríticas, en lo que a la solubilidad del bioetanol en aceite se refiere. Aunque la presión no esté por encima de la del punto crítico, el efecto cosolvente del FAEE hace que la solubilidad de la mezcla sea similar a la que se obtendría con una presión superior a la crítica. Esto se explica con más detalle en el diseño de los reactores. Ambos reactores están fabricados en acero inoxidable AISI 316, tienen forma cilíndrica y disponen de un agitador. El reactor del primer paso tiene un volumen aproximado de 42,5 litros, que al considerar una relación H/D de dos (2), se obtiene una altura de 0,6 m y un diámetro de 0,3 m, siendo el espesor de las paredes y el fondo de 12 mm. El volumen del segundo reactor es de 143 litros aproximadamente, que considerando la misma relación H/D se obtiene una altura de 0,9 m y un diámetro de 0,45 m, siendo el espesor de las paredes y el fondo de 16 mm.. Los agitadores seleccionados son de hélice de 3 palas de paso cuadrado y se sitúan excéntricamente e inclinados 15º con respecto a la vertical. Para el primer reactor (R1) se ha seleccionado el agitador VF-M-TE-PRP del fabricante JL Wingert. El motor trabaja a 115 V, 1,5 A y 50 Hz, es monofásico y suministra una potencia de 0,05 CV. La velocidad de giro es variable, siendo la máxima de 1725 rpm. El diámetro de la hélice es de 0,1 m y la longitude del eje es de 0,5 m. El montaje en el reactor se hace mediante soportes de latón y 4 tornillos de acero inoxidable de 5/6. En la Figura 3.6 se muestra un dibujo esquemático del agitador seleccionado, junto con un detalle de la hélice y el sistema de montaje. El agitador del reactor 2 tiene la misma estructura. Es el modelo VF-3TE-PRP del fabricante JL Wingert. Las únicas diferencias con el agitador descrito anteriormente son la potencia, el diámetro de la hélice y la longitud del eje. Este agitador suministra una potencia de 0,5 CV, tiene una hélice de 0,15 m y la longitud del eje es de 0,75 m Separadores Flash Los separadores flash recuperan el bioetanol en exceso para recircularlo al principio del proceso. Por tanto, se dispone de dos (2) evaporadores, uno después de cada reactor. 69

82 FIGURA 3.6 ESQUEMA AGITADOR F-M-TE-PRP Se utilizan tanques cilíndricos fabricados en acero inoxidable AISI 316. Funcionan adiabáticamente, por lo que no necesitan aporte de calor, produciéndose la evaporación por una despresurización brusca. Esto es así debido a que con la despresurización se consigue eliminar del producto la cantidad de bioetanol necesaria para cumplir las especificaciones del biodiesel. El dimensionamiento de estos separadores se ha realizado siguiendo criterios específicos para este tipo de equipos, como puede verse en la Memoria de Cálculo. Las dimensiones obtenidas para ambos tanques son similares, de manera que se construirán idénticos adoptando las dimensiones del mayor de ellos. Tienen un volumen de 85 litros, con una altura de 1,2 m y un diámetro de 0,3 m, siendo el espesor de las paredes y el fondo de 5 mm. 70

83 Los separadores flash disponen de un eliminador de niebla que evita que la fase vapor arrastre gotas de líquido. El eliminador de niebla seleccionado es de la marca Mexmister 9 y está formado por varias capas de malla de alambre fino, entrelazado mediante una operación de tejido. El alambre es de acero inoxidable AISI Separadores líquido-líquido Las corrientes de cola de los separadores flash se llevan a dos (2) separadores líquidolíquido, donde se separa la glicerina del FAEE. En estos equipos se produce una separación gravitatoria por diferencia de densidades. Por tanto, se dispone de dos (2) separadores líquido-líquido cilíndricos, fabricados en acero inoxidable AISI 316, dispuestos horizontalmente. Al igual que ocurre con los separadores flash, el dimensionamiento de estos equipos dan resultados similares para los dos (2) separadores, por lo que se toman las dimensiones del mayor de ellos para los dos (2). Se obtiene una longitud de 0,6 m y un diámetro de 0,2 m, dando lugar a un volumen de 18,85 l. El espesor de las paredes y el fondo es de 5 mm. Para que la separación sea eficiente, es necesario definir un tiempo de residencia adecuado. Este tiempo es fuertemente dependiente de la temperatura, y al operar a 120 ºC, se reduce bastante en comparación con los separadores que operan a temperatura ambiente. Se llega a alcanzar una separación eficiente en una hora, debido principalmente a la disminución de la viscosidad de la mezcla, y a la mayor facilidad para romper la emulsión formada por los dos componentes mayoritarios Condensador La mezcla bioetanol-agua recuperada en los separadores flash de cada paso de reacción se hace pasar por un condensador, donde se obtiene la mezcla líquida. Para llevar el vapor hasta el condensador se genera un pequeño incremente de presión entre los separadores flash y el condensador. 9 Suministrador: 71

84 El condensador es un intercambiador de doble y tubo fabricado en acero inoxidable AISI 316 con flujo en contracorriente. En el tubo interior se alimenta la mezcla bioetanol-agua a condensar, mientras que por el tubo exterior fluye agua de la red. El agua actúa como refrigerante absorbiendo el calor de la corriente gaseosa, elevando su temperatura y permitiendo la condensación de la mezcla bioetanol-agua alimentada. El tubo exterior tiene un diámetro nominal normalizado de 1, que se corresponde con un diámetro interior de 26,64 mm, un diámetro exterior de 33,4 mm y un espesor de 3,38 mm. El tubo interior por donde circula la mezcla a condensar tiene un diámetro nominal normalizado de 1/2 (15,8 mm de diámetro interior, 21,34 mm de diámetro exterior y 2,77 mm de espesor). La longitud de ambos es de 3,5 m Tanques Buffer Se dispone de dos (2) tanques buffer cilíndricos fabricados en acero inoxidable AISI 316 de diferente tamaño. El primero de ellos tiene un volumen de 42,4 litros, siendo sus dimensiones de 0,3 m de diámetro y 0,6 m de altura. El espesor de las paredes y el fondo es de 5 mm. El segundo tiene un volumen de 24,5 litros, con un diámetro de 0,25 m y una altura de 0,5 m, siendo el espesor de las paredes y el fondo de 5 mm. El primer tanque permite desacoplar los dos pasos de reacción de manera que se pueda almacenar el producto del primer paso en caso de fallo en la planta o por necesidad de comprobar el funcionamiento del primer paso. El segundo tanque se dispone para optimizar el aprovechamiento de bioetanol, ya que se utiliza como paso previo a la purga de la mezcla bioetanol-agua. El tanque buffer permite dividir la corriente de entrada en dos corrientes con distintos caudales, de manera que si se calcula la cantidad de agua justa a purgar, el aprovechamiento de bioetanol se maximiza. 72

85 Lazos de control e instrumentación Lazos de control El control general del proceso implica medir y corregir una serie de parámetros esenciales para el funcionamiento adecuado de la planta. Esta corrección se producirá cuando los parámetros a controlar no tengan el valor del punto de consigna. Los parámetros a controlar son los siguientes: - Concentración de FAEE (% p) en la corriente de producto final: es un parámetro esencial, ya que es el principal componente del biodiesel y está regulado mediante la norma UNE-EN de Concentración de bioetanol (% p) en la corriente de producto final: constituye una impureza del combustible obtenido, estando también regulado su contenido por la norma anterior. - Concentración de aceite (% p) en la corriente de producto final: al igual que el bioetanol, constituye una impureza y está regulado por la misma norma. - Concentración de glicerina (% p) en la corriente de producto final: que también constituye una impureza y está regulado por la misma norma. - Temperatura en los reactores: por su gran influencia en la velocidad de la reacción de transesterificación y, por tanto, en la calidad del biodiesel producido. - Temperatura de operación de los separadores flash: la importancia de este parámetro radica en que a una temperatura superior a 140 ºC la glicerina se descompone 10. Hay que decir que esto sólo puede pasar después de la despresurización en las válvulas VF1 y VF2, ya que antes la mezcla es homogénea. Si la glicerina se descompone, además de perder el valor de este subproducto, podría provocar un mal funcionamiento del proceso. Por ejemplo, los separadores líquido- líquido están diseñados para separar el FAEE de la glicerina, si ésta se descompone la mezcla alimentada y las corrientes de salida tendrían otra composición. 10 D Ippolito, S. A., Yori, J. C., Iturria, M. E., Pieck, C. L, Vera, C. R., Analysis of a two step, noncatalytic, supercritical biodiesel production process with heat recovery, Energy & Fuels, 21, 2007, p

86 - Presión de operación de los reactores: este parámetro influye en el rendimiento de la reacción, ya que al aumentar mejora la solubilidad del bioetanol en aceite y, por tanto, el rendiento de transesterificación. - Presión de operación de los separadores flash: el control de este parámetro se realiza debido a la influencia que tiene en la cantidad de bioetanol recuperado de las corrientes de productos de los reactores. Por tanto, de este parámetro depende, entre otros, el contenido de bioetanol en el biodiesel producido. - Nivel de líquido en los separadores flash: la razón de controlar este parámetro es el posible vaciado de los separadores flash, debido a la alta presión que hay en la corriente de entrada al equipo. Los caudales se regulan mediante las bombas peristálticas del proceso. Este control se realiza manualmente cambiando la velocidad de giro de las bombas, cuando sea necesario. En este apartado, cuando aparezca el porcentaje de un componente se considerará referido al contenido de éste en la corriente de biodiesel producido. Los lazos de control propuestos se muestran en el Plano 3 (P&ID) que se encuentra en el Anexo IV. Además, se añadirán dos figura que muestren los lazos de control del reactor y del separador flash por separado. En primer lugar, se describe el lazo de control de la composición del biodiesel producido. Para este lazo, es necesario implementar un analizador de proceso (AT) en dicha corriente (corriente 22). Este equipo debe proporciona la composición completa del producto, por lo que se utiliza un cromatógrafo de líquido. Otra opción sería realizar un análisis de la composición del producto en un laboratorio, y llevar a cabo un control manual. Con este método se reduciría el coste de la planta, ya que el cromatógrafo es bastante caro; sin embargo, no se conseguiría un control continuo. Eligiendo la opción del cromatógrafo y, por tanto, la de un control continuo, se sigue una estrategia de control en cascada. Para ello, es necesario un controlador de composición PID (AC). 74

87 El % de FAEE depende de la temperatura de operación de los reactores, de manera que al incrementarla aumenta la cinética de la reacción, y por tanto, la cantidad de FAEE producido. Este hecho provoca a su vez, una disminución del contenido en bioetanol y aceite, y un aumento del de glicerina. Por consiguiente, es necesario implementar un transmisor de temperatura en cada reactor (TT1 y TT2). El control de esta temperatura se llevará a cabo mediante 2 controladores de temperatura PID (TC1 y TC2), uno para cada reactor, siendo el punto de consigna para ambos de 290 ºC. Se dispone de 2 relés de estado sólido que actuarán sobre los calentadores eléctricos (CE1 y CE2) situados justo antes de los reactores. Otro parámetro importante es la presión en los reactores, ya que es un parámetro que influye en el rendimiento de la reacción de transesterificación. Para controlar la presión en los reactores es necesario un transmisor de presión en cada uno de ellos (PT1 y PT3). Además, se dispone de 2 controladores PID (PC1 y PC3) que actúan sobre las válvulas de control (VF1 y VF2). El punto de consigna de ambos será de 40 bar. Este lazo de control también proporciona un funcionamiento óptimo de las válvulas flash. Esto se debe a que dichas válvulas se seleccionan para un P determinado, y que se corresponde con el obtenido para el punto de consigna especificado. En la Figura 3.7 se muestran los lazos de control de los reactores. El control de la presión en los separadores flash sirve de apoyo a la hora de controlar el % de bioetanol, ya que de ella depende que se evapore más o menos bioetanol en dichos equipos. Si la presión es mayor se recupera menos bioetanol. Para controlar la presión es necesario un transmisor de presión en cada separador flash (PT2 y PT4). El control se realiza a traves de la corriente de salida de la fase vapor (corrientes 10 y 20). Por tanto, en dichas corrientes se instalan las válvulas de control VC1 y VC3, mediante las cuales actuarán los controladores PID necesarios (PC2 y PC4). 75

88 FIGURA 3.7 LAZOS DE CONTROL. REACTORES

89 Adicionalmente, en los separadores flash se controla el nivel de líquido, ya que al operar a altas presiones antes de la entrada al equipo, se corre el riesgo de perder todo el líquido. Para ello se instala un transmisor de nivel en cada separador flash (LT1 y LT2), así como dos controladores PID (LC1 y LC2). Estos controladores actúan sobre las válvulas de control VC2 y VC4, situadas en la salida de la fase líquida (corrientes 9 y 19). Por otro lado, la temperatura en los separadores flash no debe superar los 140 ºC, temperatura a la cual se descompone la glicerina. Por tanto, dichos equipos dispondrán de una alarma de alta temperatura (TSH1 y TSH2), sintonizada a 130 ºC para tener un cierto margen de actuación. En la Figura 3.8 se muestran los lazos de control de los separadores flash. Instrumentación La instrumentación necesaria para llevar a cabo el control de la planta está compuesta por transmisores de temperatura y presión, un analizador de proceso y un relé de estado sólido. Además, cada tanque cuenta con un indicador de nivel. A continuación se exponen los criterios seguidos a la hora de elegir los sensores y transmisores para la monitorización del proceso, junto con la descripción del modelo elegido. - Sensores de temperatura Se ha descartado el pirómetro de radiación por su elevado coste y su baja sensibilidad, y el termistor por su baja precisión. Por tanto, la elección queda entre el termopar y la termorresistencia. Las termorresistencias son más estables y dan una lectura más exacta que los termopares. Por el contrario, los termopares tienen un mayor rango de lectura, por lo que están indicados para temperaturas elevadas (>850 ºC), y no presentan errores de autocalentamiento. Como la temperatura máxima del proceso es de 290 ºC, se seleccionan las termorresistencias tipo Pt100 como sensor de temperatura para todas las mediciones. 77

90 FIGURA 3.8 LAZOS DE CONTROL. SEPARADORES FLASH

91 Se dispone de 4 transmisores de temperatura, situados en los reactores (TT1 y TT2) y en los separadores flash (TSH1 y TSH2). Se ha seleccionado el sensor modelo TSP331, junto con el transmisor TTF300 de la empresa ABB 11. Este modelo tiene un rango de lectura de ºC, por lo que es válido para nuestra planta. El sensor tiene un diámetro de 12 mm y una longitud de 10 cm, y está recubierto de una vaina protectora de acero inoxidable AISI 316; la conexión al tanque es roscada con un diámetro de ½. El transmisor requiere una alimentación de 24 V y transforma la medición de temperatura en una señal de salida de 4 20 ma. El tiempo de respuesta es de 18 s. - Sensores de presión La medición de la presión se basa en la determinación de la deformación de un elemento mecánico (tubo Bourdon, fuelle, cápsula) mediante una construcción en la que una señal eléctrica varíe con la posición de este elemento (galga extensiométrica, potenciómetro). Las diferencias entre los distintos tipos de sensores son mucho más pequeñas que para los instrumentos de medida de temperatura. Por tanto, se ha seleccionado un transmisor de presión capaz de medir en el rango de presión de operación de la planta. Se dispone de 4 transmisores de presión (PT1-PT4) situados en los reactores y en los separadores flash, donde la presión normal de operación es de 40 y 1 bar respectivamente. Se ha seleccionado un transmisor de presión de la empresa Emerson, modelo SL Classic, serie 3051S. Este modelo tiene un rango de lectura de 0 52 bar. El elemento sensor es una membrana resistiva y la conexión al tanque es roscada con un diámetro de ½. El transmisor requiere una alimentación de 24 V y transforma la medición de presión en una señal de salida analógica (lineal y cuadrática) de 2x4 20 ma. El tiempo de respuesta es de 255 ms. La temperatura en los separadores flash es de 120 ºC, por lo que el material de contacto con el proceso es Neobee M-20, lo que permite medir presiones hasta una temperatura de 225 ºC. Sin embargo, la temperatura de los reactores es de 290 ºC, lo que supone una limitación a la hora de seleccionar el sensor. No se encontraron transmisores de presión capaces de medir a esa temperatura, por lo que se utiliza el mismo transmisor de presión de los separadores flash añadiéndole un conjunto de sellos modelo 1199 montado utilizando capilares, que permite medir presiones hasta una temperatura de 315 ºC

92 - Sensores de nivel Los medidores de nivel en continuo más utilizados son los de presión diferencial, los capacitivos y los ultrasónicos. Los sensores ultrasónicos se descartan por ser bastante más caros, mientras que los capacitivos son menos seguros, debido a que el fluido a medir se encuentra en contacto con una instalación eléctrica. Por tanto, se selecciona un sensor de nivel mediante presión diferencial, que proporcionan una alta precisión y tienen un menor coste. El indicador de nivel elegido es el modelo SL Classic, serie 3051S, de la empresa Emerson. Es el mismo modelo que el transmisor de presión, ya que permite medir nivel a partir de la presión diferencial. - Analizador de proceso Es necesario conocer la composición de la corriente de biodiesel producido. Para ello, se utiliza un cromatógrafo de líquidos que proporcione la concentración de todos los componentes de la corriente. Se ha seleccionado el modelo SE de la empresa ECOM spol. Este modelo de alta resolución proporciona una alta eficacia en análisis complejos. El cromatógrafo contiene un detector UV-VIS modelo Saphire 800, una bomba gradiente modelo Beta 10, un termostato de columna LCO modelo 102 Single, un desgasificador modelo DG 3014, una válvula dosificadora y los equipos necesarios para la monitorización de la señal. El equipo es capaz de medir con una velocidad de flujo de 0,01 a 10 ml/min, a una presión máxima de 40 MPa. Permite medir en un rango de longitud de onda de 190 a 800 nm, teniendo la posibilidad de variar la longitud de onda, una eliminación continua de gas y la estabilización de la temperatura. - Relé de estado sólido Contamos con dos relés de estado sólido, situado uno en cada calentador eléctrico. La función de este instrumento consiste en regular la potencia que alimenta a dichos calentadores, a través de los controladores de temperatura y según el valor que ésta tome en los reactores. 80

93 Se ha seleccionado el modelo CMX200D3 de la empresa Crydom 12. La señal de entrada tiene un rango de voltaje de 3 a 10 V y una intensidad de 15 ma (medidos a 5V), con una resistencia nominal de 300 Ω. La señal de salida tiene un rango de voltaje de 0 a 200 V. Las dimensiones del relé son las siguientes: 43,1 mm de largo, 25,4 mm ancho y 7,6 mm de alto. Está recubierto por una carcasa de plástico que reduce el riesgo de un contacto accidental con el terminal del relé, además de proporcionar un fácil acceso al interior del instrumento para su revisión Tuberías y accesorios Se dispone de una red de tuberías fabricadas en acero inoxidable AISI 316 cuyo fin es transportar las materias primas, productos intermedios y productos finales a los equipos donde son tratados. Los diámetros y espesores de los distintos tramos se especifican en la Tabla Todas las tuberías son de 1/8 de diámetro nominal, excepto la que alimenta al condensador, la de salida del separador flash 1 que son de 1/2 y las corrientes de entrada a los separadores flash que son de 3/4. Estos diámetros están normalizados según la norma ASTM. El diseño de la red se ha basado en valores típicos de la velocidad de flujo de líquidos y gases por el interior de conductos. Para obtener el espesor se ha tenido en cuenta la presión a la que el fluido circula por los diferentes tramos de la red. La longitud de las tuberías se ha estimado según la disposición de los equipos mostrada en el P&ID (Plano 3, Anexo IV), lo que permite estimar la pérdida carga y así, especificar las bombas de la planta. En cuanto a los accesorios, se van a describir los codos y tes, las válvulas de cortes, las uniones de los distintos tramos de tubería y el aislamiento. - Codos y tes El número de codos y tes dependerá de la disposición exacta de los equipos que forman este sistema. Al quedar esto fuera del alcance del proyecto, sólo se describen dichos accesorios, sin especificar el número de estos ni su ubicación

94 Los codos son de 90º y radio largo para disminuir las pérdidas de carga localizadas. Se necesitarán codos con un diámetro nominal de 1/8 y de 1/2 según el tramo de tubería donde se ubiquen. Se necesitan 2 tes: una en la unión de las 2 corrientes con alto contenido en glicerina (corrientes 11 y 21, ver P&ID) y otra en la unión de las 2 corrientes con alto contenido en bioetanol gaseoso (corrientes 20 y 10, ver P&ID). La primera te tiene los 3 diámetros nominales iguales, 1/8, mientras que la segunda tiene 2 diámetros de 1/2 y el perpendicular de 1/8. - Válvulas de corte Todas las válvulas de corte del sistema de transesterificación supercrítica son válvulas de bola. Esto es así debido a que este tipo de válvulas todo/nada están especialmente indicadas para situarlas en la entrada o salida de equipos con un diámetro nominal de tubería inferior a 3. Como puede verse en el Plano 3 del anexo IV (P&ID), todas las válvulas de corte cumplen esta característica. La válvula seleccionada es de la marca Apollo, modelo 76F A. El criterio de selección se ha basado en las condiciones de operación más severas que van a soportar estas válvulas, 290 ºC y 40 bar (V3 y V5). El modelo elegido puede operar a 315 ºC y a 70 bar como máximo. El obturador es de acero inoxidable A , mientras que el cuerpo es de acero inoxidable A351-CF8M. El vástago es de tipo estándar y está fabricado en el mismo material que el obturador. Las válvulas son manuales y se cerrarán en caso de fallo o parada de la planta. - Uniones Todas las uniones son embridadas. Las uniones tanto de la zona supercrítica (presión de 40 bar y temperatura de 290ºC), como de la zona con presión y temperatura moderadas son del tipo brida con asiento para soldar. En estas bridas el tubo penetra dentro del cubo hasta hacer contacto con el asiento, que posee igual diámetro interior que el tubo. La norma ANSI B16.5 recomienda este tipo de bridas para tuberías de pequeño diámetro (hasta 3 ) por la que circulen fluidos a altas presiones, justificando ésto su uso en la zona supercrítica. Además, este tipo de bridas se recomienda para procesos químicos ya que proporcionan al conducto una sección constante, hecho por el cuál se ha decidido mantener estas bridas en el resto del proceso. En la Figura 3.9 se muestra de manera esquemática el montaje de la brida. 82

95 FIGURA 3.9 BRIDA CON ASIENTO PARA SOLDAR - Aislamiento Las tuberías cuya superficie se encuentre a una temperatura superior a 50 ºC deben estar aisladas térmicamente. En el proceso se tienen tuberías por las que circulan fluidos a diferentes temperaturas. Las tuberías que operan a una temperatura inferior a 50 ºC no disponen de aislamiento. De las que operan una temperatura superior se harán dos distinciones: las inferiores a 250 ºC y las superiores. Para las primeras se utilizará el aislamiento térmico Coquilla BT-LV de la empresa Isover con un espesor de 30 o 40 mm. Para las que operen a una temperatura superior a 250 ºC se utilizará Coquilla AT-LR con un espesor de 40 mm. El aislamiento Coquilla BT-LV está compuesto por lana de vidrio con forma cilíndrica y estructura concéntrica. Tiene una apertura en su generatriz que permite su fácil colocación sobre la tubería. El Coquilla AT-LR tiene la misma forma y estructura, con la diferencia de estar formado por lana de roca Bombas Se dispone de 10 bombas, de las cuales 2 son de alta presión (B1 y B3) y 8 peristálticas (B2, B4-B10). Las bombas de alta presión se encuentran en la zona supercrítica donde las 83

96 condiciones de operación son de 40 bar y 290 ºC, las peristálticas se sitúan en el resto de corrientes. Su disposición se muestra con claridad en el Plano 3 (anexo IV). Las bombas de alta presión operan neumáticamente, son de acero inoxidable AISI 316 y están indicadas para impulsar aceites y agua. Se ha seleccionado el modelo PUA70B de la marca Power Team. El hecho de operar neumáticamente hace que tenga que haber una instalación de aire a presión en el lugar de ubicación de la planta. Proporcionan un caudal máximo de 5 l/min y una presión máxima de 70 bar. En el punto de operación la presión de aire necesaria para su funcionamiento es de 4 bar, siendo la presión máxima de aire de 7 bar aproximadamente. Se ha seleccionado esta bomba debido a que es la que más se ajusta al punto de operación de la planta Las bombas peristálticas seleccionadas están especialmente indicadas para uso de aceites e hidrocarburos. Se ha seleccionado el modelo Petroproof SPX10/10 de la marca Watson Marlow. Proporcionan un caudal máximo de 130 l/h y una presión máxima de 7,5 bar. El diámetro de la manguera es de 10 mm y consumen una potencia de 0,09 kw cada una. Esta fabricada en hierro fundido y la velocidad de giro va desde 15 a 75 rpm Válvulas de control El proceso de transesterificación supercrítica consta de 6 válvulas de regulación (VF1, VF2, VC1-VC4) dispuestas tal y como se muestran en el Plano 3 del anexo IV (P&ID). Las dos válvulas flash (VF1 y VF2) son dos puntos críticos de la planta, ya que en ellas se produce una despresurización de 40 a 1 bar, a una temperatura de 120 ºC. Para estas severas condiciones de operación se recomienda usar válvulas multi-etapas 13, debido a que las válvulas convencionales sufren daños en el cuerpo interior o trim, debido a la evaporación que se produce en la vena contracta. El vapor generado circula a una alta velocidad, que al chocar con el cuerpo interior puede llegar a agrietarlo. Con las válvulas multi-etapas se evita este fenómeno. 13 Dell Grunenberg, Jordan Valve Product Manger, Richards Industries Valve Group, Effects of valve trim geometry in flashing service, Cincinati, Ohio,

97 Se ha seleccionado la válvula multi-etapas de la empresa MIL Controls, modelo MIL , la cual puede operar con un incremento de presión máximo de 100 bar (12 etapas). Esta válvula tiene un diámetro nominal de 3/4, siendo el diámetro óptimo de la tubería donde va instalada de 1/8. No se ha encontrado una válvula multi-etapas de este tamaño, por lo que se ha optado por poner las tuberías de estos tramos (corrientes 7, 8, 17 y 18) con un diámetro nominal de 3/4, aunque la velocidad de flujo sea menor de lo recomendable. La válvula es de globo, estando el obturador enjaulado. El obturador está fabricado en CA6NM nitrado, mientras que el vástago está fabricado en acero inoxidable ASTM A 564. El cuerpo tiene forma de asiento y está hecho de acero inoxidable CF8M. La temperatura máxima de operación es de 315 ºC. Las válvulas de control VC1-VC4 regulan el caudal de gas y de líquido que sale de cada separador flash, permitiendo controlar la presión y el nivel en dichos equipos. Se ha seleccionado el modelo de la marca Samson. Estas válvulas son de globo y tienen un actuador neumático. La válvula está fabricada en acero inoxidable de distintos tipos: el cuerpo, A 316 Ti el bonete y el obturador y el sello. Tienen un Cv que va desde 0,00012 a 0,5, siendo la rangeabilidad de 50:1 para un Cv mayor de 0,12. Estas válvulas están especialmente indicadas para plantas pilotos debido a su pequeño diámetro. La válvula VC1 tiene un diámetro de ½, mientras que las VC2, VC3 y VC4 son de 1/8. Las uniones son roscadas. El actuador neumático es de aire para abrir (A.O), siendo lineal la característica de caudal. La válvula trabaja a una temperatura máxima de 220 ºC y a una presión máxima de 10 bar. 85

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99 4.- MEMORIA DE CÁLCULO 87

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101 4.1.- SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO El diseño de este sistema es bastante complejo debido a que en él intervienen parámetros de crecimiento biológico, meteorológicos y fisicoquímicos. Además, hay algunos parámetros que no se pueden determinar con una expresión matemática y es necesario acudir a la experiencia para conseguir una solución adecuada. El proceso consiste en el crecimiento de microalgas a partir de luz solar y nutrientes, mediante la fotosíntesis. En la zona de crecimiento se produce la reacción entre los nutrientes, la luz solar y el CO 2 dando materia orgánica (microalgas) y O 2. Este O 2 inhibe la reacción de fotosíntesis, por lo que debe eliminarse antes de que alcance una concentración significativa. La zona de intercambio de gases permite eliminar el O 2 producido Parámetros que influyen en el diseño del fotobiorreactor - Contaminación por otras especies. - Intercambio de gases. - Método de mezclado. - Suministro de luz (cantidad y calidad). - Configuración geométrica. - Materiales de construcción. - Nutrientes. - ph. - Temperatura. El diseño se va a basar en datos experimentales 14 que han servido para optimizar el sistema de cultivo de las microalgas. En general las directrices generales que optimizan la producción de microalgas son las siguientes: 1.- La trayectoria de la luz debe ser pequeña; esto se consigue con un diámetro de tubos pequeño en la zona de crecimiento. Se recomienda un valor entre 2,5 y 3 cm. 14 Contreras, C., Peña, J.M., Flores, L.M., Cañizares, R.O., Avances en el diseño conceptual de fotobiorreactores para el cultivo de microalgas. Interciencia, Caracas-Venezuela. Agosto 2003, vol. 28, nº 8, pp

102 2.- Mantener una alta densidad celular; se consigue un aumento de la producción en contraposición con un mayor efecto de sombra y una mayor viscosidad del líquido que hace más difícil su circulación. En general, se recomienda un valor entre 8 y 15 g/l. 3.- Conseguir un mezclado vigoroso; para obtener más ciclos de luz/oscuridad. Este mezclado se consigue con un flujo turbulento del cultivo en el interior de los tubos. La velocidad del cultivo en el interior de los tubos que forman el reactor está limitada por los esfuerzos de corte y daño celular que sufren las microalgas a altas velocidades. Se recomiendan velocidades entre 30 y 50 cm/s. 4.- Utilizar tramos de tubería relativamente cortos; para que no se inhiba la fotosíntesis por acumulación de O 2. En este aspecto también influye la velocidad del cultivo. Para las velocidades recomendadas anteriormente se toman tramos de tuberías de entre 20 y 30 m de longitud. 5.- Evitar acumulación de sustancias inhibitorias de la fotosíntesis. 6.- Mantener una temperatura y un ph óptimos, para maximizar la velocidad de crecimiento de las microalgas y evitar la contaminación por otras especies Diseño del fotobiorreactor El sistema cuya función consiste en generar aceite a partir de microalgas consta de dos partes. La primera de ellas esta formada por el fotobiorreactor, que a su vez se divide en la zona de crecimiento de las microalgas y la zona de intercambio de gases. La segunda parte estará formada por los equipos necesarios para secar las microalgas cultivadas y extraer el aceite de ellas. sistema 15. En la Tabla 4.1 se muestran los parámetros que se van a utilizar en el diseño de este 15 Molina, E., Fernández, J., Acién, F. G., Chisti, Y., Tubular photobioreactor design for algal cultures. Journal of Biotechnology, 2000, pp

103 TABLA 4.1 PARÁMETROS DE DISEÑO. FOTOBIORREACTOR Descripción Nombre Unidad de medida Presión que proporciona el airlift P cmca Altura entre la inyección de aire y el separador h m Velocidad específica de crecimiento de algas µ h -1 Productividad volumétrica de biomasa P bv g/l d Incremento de la productividad volumétrica P bv g/l d Productividad superficial de biomasa P ba g/m 2 d Concentración de biomasa C b g/l Volumen del reactor V m 3 Área que ocupa el reactor A m 2 Caudal de cultivo Q m 3 /s Caudal de aire para un circuito Q a m 3 /s Caudal total de aire necesario Q Ta m 3 /s Coeficiente de rugosidad de los tubos C Adimensional Diámetro de tubos de la zona de crecimiento D m Diámetro de tubos distribuidores D d m Diámetro del tubo elevador D r m Longitud de tubo de la zona de crecimiento L m Longitud del distribuidor corto L d1 m Longitud del distribuidor largo L d2 m Número de circuitos necesarios N Número de tubos de la zona de crecimiento n Velocidad de entrada al separador de gases U r m/s Velocidad media en el separador de gases U i m/s Área transversal del tubo elevador A r m 2 Área transversal media del separador de gases A i m 2 Longitud del separador de gases L i m Longitud mínima del separador de gases L imin m Altura media del separador de gases h i m Velocidad ascensional U b m/s fotobiorreactor. A continuación, se detallará cómo se han diseñado las dos partes de que consta el 91

104 Zona de crecimiento Estará compuesta por una serie de tubos colectores de luz solar de 3 cm de diámetro y 10 m de longitud. La elección de estas dimensiones se debe a datos experimentales consultados 16. Dichas dimensiones son las idóneas para optimizar la productividad de estos biorreactores. La disposición de los tubos se muestra en la Figura 4.1. FIGURA 4.1 FOTOBIORREACTOR h L Ld2 16 Op.Cit., Contreras, C., et. al., p

105 El cultivo circulará por los tubos a una velocidad de 0,4 m/s, velocidad que optimiza la productividad de las microalgas. El cultivo desciende de la zona de intercambio de gases por un tubo de 5 cm de diámetro que descarga en un tubo distribuidor de 6 cm. Este conducto reparte el flujo en seis (6) tubos colectores como los descritos anteriormente, con una separación de 3 cm entre ellos. Llevan el cultivo hasta otro tubo distribuidor similar pero con seis (6) entradas y seis salidas. El cultivo llega de nuevo a la zona de intercambio de gases, mediante otros seis tubos colectores que terminan en otro tubo distribuidor. Los dos (2) grupos de 6 tubos colectores están separados a una distancia de 5 cm; dicha separación se justifica en el diseño del separador de gases. El circuito finaliza con un tubo de 5 cm de diámetro que conduce al cultivo al separador de gases. En este último conducto se produce la inyección de aire que provoca la circulación del cultivo. Los diámetros de los tubos distribuidores se han seleccionado de manera que no se tengan velocidades del cultivo demasiado altas, lo que provocaría daño celular en las microalgas, ni demasiado bajas, lo que provocaría asentamientos del cultivo. área utilizada. La disposición que se muestra en la Figura 4.1 permite optimizar el aprovechamiento del Cálculo de la superficie de cultivo El cálculo de la superficie necesaria para producir los 100 kg/día de aceite que se necesitan para alimentar el sistema de transesterificación se lleva a cabo a partir de datos experimentales consultados 17. Dichos datos se obtienen de un estudio en el que se cultiva la misma especie de microalga que en este proyecto, el fotobiorreactor tiene una estructura similar y se lleva a cabo en Almería, con una intensidad de luz similar a la de Sevilla. Lo primero que hay que tener en cuenta es la relación entre la velocidad específica de crecimiento, la productividad volumétrica y la concentración de microalgas. P = µ bv C b (1) donde P bv es la productividad volumétrica de las microalgas, µ es la velocidad específica de crecimiento y Cb es la concentración de microalgas que se alcanza en el cultivo. 17 Op.cit., Molina, E., et. al. 93

106 En el estudio referido anteriormente se obtiene una concentración de microalgas de aproximadamente 4 g/l y una productividad de 1,9 g/l día. Hay que tener en cuenta que estos datos experimentales se obtienen con un diámetro de tubos y una longitud del circuito diferentes a la de este proyecto. Concretamente, con un diámetro de 6 cm y una longitud de 80 m, por los 3 cm y 21 m utilizados en este fotobiorreactor. Por tanto, es necesario corregir la productividad volumétrica debido a la variación de los dos parámetros geométricos indicados. La productividad volumétrica aumenta al disminuir el diámetro de los tubos, debido a que la luz incide en una mayor fracción de fluido, disminuyendo el efecto de apantallamiento del propio cultivo. El efecto que tiene la longitud del circuito sobre la productividad volumétrica se explica mediante el fenómeno de la fotoinhibición. Al aumentar la longitud, la acumulación de O 2 proveniente de la fotosíntesis es mayor, ya que la desgasificación se produce en ciclos de tiempo más elevados (velocidad de circulación del cultivo constante). Dicho esto, los dos parámetros geométricos que varían con respecto al estudio utilizado mejoran la productividad volumétrica de las microalgas. La corrección por diámetro se hace a continuación, y el ajuste por longitud no se incluye debido a dos motivos. En primer lugar, la corrección por diámetro lleva consigo un aumento en la generación de O 2, por lo que es necesario disminuir la longitud del circuito para que el funcionamiento sea adecuado, sin que ello produzca una mejora en la productividad. El segundo motivo radica en obtener un margen de seguridad, a la hora de obtener la cantidad de aceite diaria necesaria. La dependencia de la productividad volumétrica con el diámetro de los tubos de la zona de crecimiento, para la especie de microalga seleccionada, fue estudiada por Acién, F. G. et al 18. En dicho artículo, se concluye que el hecho de disminuir el diámetro de 6 a 3 cm supone un cambio en la productividad volumétrica de 1,9 a 2,8 g/l día, siendo este último el valor utilizado para calcular el área necesaria para producir 100 kg/día de aceite. Una vez obtenida la productividad volumétrica, sólo se necesita conocer el volumen de tubos en los que se producen las microalgas, distinguiendo entre tubos distribuidores y colectores. 18 Acién, F. G., García, F., Sánchez, J. A., Fernández, J. M., Molina, E., Modeling of biomasa productivity in tubular photobioreactors for microalgal cultures: effects of dilution rate, tube diameter, and solar irradiance, Biotechnology and bioengineering, vol. 56, nº, junio 1998, p

107 V π D = 4 2 π D L n d ( L + 2 L ) d 2 d1 (2) donde V es el volumen del fotobiorreactor sin contabilizar la zona de intercambio de gases, D es el diámetro de los tubos colectores (3 cm), L es la longitud de los tubos colectores (10 m), n es el número de tubos colectores (12), D d es el diámetro de los tubos distribuidores (6 cm), L d2 es la longitud del tubo distribuidor largo (0,71 m) y L d1 es la longitud del tubo distribuidor (0,33 m) corto. El volumen que se obtiene es 88,95 litros, que multiplicado por la productividad volumétrica (2,8 g/l día) se obtienen 249,06 g/día de microalgas. El circuito ocupa una superficie de 7,1 m 2, a la que hay que añadir una distancia a cada lado para evitar que los circuitos estén pegados y que se produzcan roturas en caso de dilatación de los tubos. Se añaden 9 cm al ancho y 10 cm al largo, de manera que haya un margen de 4,5 y 5 cm a cada lado, con esto se obtiene un área de 8,08 m 2 por circuito. Por tanto, sólo falta calcular el número de circuitos necesarios para producir 100 kg de aceite teniendo en cuenta que el contenido de aceite del tipo de microalga seleccionada es del 30% en peso y que el rendimiento de extracción del aceite es del 75 % ,08 A = 0,75 0,3 249,06 10 = 14418, 5 3 m 2 donde A es el área necesaria para obtener 100 kg/d de aceite de microalgas. cálculo: Por tanto el número de circuitos que son necesarios se obtiene mediante el siguiente N 14418,5 = = 1784, ,08 donde N es el número de fotobiorreactores necesarios para producir 100 kg/d de aceite de microalgas

108 Se va a utilizar un área de m 2 para garantizar la producción de aceite deseada aunque surjan determinados imprevistos. Con este aumento de área, se obtiene un cierto margen de seguridad, al que hay que añadirle el hecho de no haber corregido la productividad volumétrica por longitud del circuito. Por tanto, el número de circuitos de los que se dispondrán será de 1800 dispuestos tal y como se observa en la Figura 4.2, ocupando una superficie neta de 121,2x120 m 2. FIGURA 4.2 DISPOSICIÓN DE LOS CIRCUITOS EN LA SUPERFICIE DE CULTIVO Las dimensiones están expresadas en mm. 96

109 Zona de intercambio de gases El intercambio de gases se lleva a cabo mediante un sistema airlift. Este sistema es el más recomendable, ya que proporciona la velocidad de flujo del cultivo óptima, produciendo un menor daño celular a las microalgas y permitiendo un mezclado vigoroso que minimiza la duración de los ciclos luz/oscuridad. Esto hace que se optimice la velocidad de crecimiento de las microalgas y, por lo tanto, el aceite generado en el proceso. El airlift proporciona una baja sobrepresión y un alto caudal de líquido. Además, interviene activamente en el intercambio de gases, ya que la extracción del O 2 del cultivo se realiza por stripping o arrastre gracias al caudal de aire que proporciona el airlift. Por tanto, este sistema permite el intercambio de gases y el bombeo del cultivo en unas condiciones idóneas. El sistema airlift funciona gracias a una inyección continua de aire, que hace que el cultivo ascienda hacia el separador de gases (abierto a la atmósfera), con la presión necesaria para que circule por los tubos del reactor. Adicionalmente, en esta zona se produce la inyección de CO 2 y la alimentación de nutrientes y de cultivo fresco. En la Figura 4.3 se muestra el sistema airlift. Presión y altura del separador de gases En primer lugar, se va a determinar la presión que debe proporcionar el sistema airlift. Según datos consultados 20, esta presión es directamente proporcional a la altura entre el punto de inyección de aire y la entrada al separador de gases, y se obtiene mediante la ecuación 3. Esta ecuación es resultado de la experimentación, y es válida para sistemas con un funcionamiento eficiente, en cuanto a velocidad de circulación de cultivo y a condiciones de mezclado y daño celular. P = 0, 17 h (3) donde P es la presión que debe suministrar el sistema airlift en el punto de inyección de aire para que el cultivo circule a la velocidad recomendada por todo el circuito (se expresa en centímetros de columna de agua) y h la altura entre el punto de inyección de aire y la entrada al separador de gases (se expresa en centímetros). 20 Richmond, A., Boussiba, S., Vonshak, A., Kopel, R., A new tubular reactor for mass production of microalgae outdoors, Journal of Applied Phycology, 1993, pp

110 FIGURA 4.3 SISTEMA AIRLIFT La altura óptima entre el punto de inyección de aire y la entrada al separador de gases depende principalmente de la longitud de la zona de crecimiento, de la pérdida de carga que se produzca en los tubos y de la viscosidad del cultivo. En principio, se calcula la pérdida de carga que se tendría en 10 m de tubo de la zona de crecimiento, si se utilizara sólo agua como fluido. Para ello, se utiliza la ecuación de Hazen-Williams Pérez, R., Iglesias, P. L., Fuentes, V. S., Flujo estacionario de fluidos incompresibles en tuberías, Ed. Universidad Politécnica de Valencia, 2005, p

111 1,852 10,674 Q L P = (4) 1,852 4,871 C D donde P es la pérdida de carga en mca, Q es el caudal que circula por los tubos en m 3 /s, L es la longitud del tubo en m, C es el coeficiente de rugosidad del tubo 22 (adimensional) y D es el diámetro del tubo en m. En el artículo Molina, E., et al. 23 se concluye que la productividad del tipo de alga utilizada en el proyecto se maximiza con una velocidad del cultivo de 0,4 m/s. El diámetro de los tubos tendrá un valor de 3 cm y el coeficiente de rugosidad para tuberías de plástico es de Por tanto, con todos estos datos y teniendo en cuenta que se están considerando 10 m de tubo, se obtiene un valor de la pérdida de carga de 70,23 mmca. No obstante, es necesario añadir las pérdidas de carga locales que se tienen en el reactor y un factor que tenga en cuenta la mayor densidad y viscosidad que presenta el cultivo de microalgas. En el artículo de Richmond, A., et al. 25 se hace un tratamiento similar para evaluar la altura óptima entre el punto de inyección de aire y el separador de gases. En dicho artículo se tiene una densidad de 2 g/l de microalgas y una disposición de los tubos similar a la del reactor de este proyecto, lo que supone una reducción de la longitud del 37,5 % en cuanto a la obtenida con la ecuación de Hazen-Williams para el agua. En el reactor diseñado en este proyecto se espera que se alcance una densidad cercana a los 4 g/l, sobre la base del artículo de E. Molina. Debido a esto, y para estar del lado de la seguridad, se va a suponer una reducción de la longitud de la trayectoria del cultivo es del 50%. Otra consideración que hay que tener en cuenta es la disposición de los tubos para evaluar la longitud máxima que recorre el cultivo. Está disposición puede verse en la Plano 1 (anexo IV), observándose que esta longitud máxima es de 21,5 m, aproximadamente. Asumiendo la reducción expuesta anteriormente y la longitud máxima que recorre el cultivo en el reactor, se puede obtener la pérdida de carga de la siguiente forma: 22 El coeficiente de rugosidad de una tubería depende fundamentalmente del material del que este hecha. Es una medida adimensional de la calidad de la superficie interior de la tubería. A mayor C más lisa es la superficie y por tanto menos pérdida de carga se produce. 23 Op. Cit., p Brière, F. G., Distribución de agua potable y colecta de desagües y de agua de lluvia, Ed. École Polytechnique de Montreal, Canadá, 2005, p Op. Cit., p

112 21,5 7,023 P = = 30, 2cmca 0,5 10 Una vez obtenida la pérdida de carga se calcula la altura entre la inyección del aire y el separador de gases mediante la ecuación 3. P h = = 177,6cm 1, 8m 0,17 Diseño del separador de gases El separador de gases se diseña a partir del artículo de Molina, E., et al 26, de modo que la burbuja de gas más pequeña que entre en él, disponga del tiempo suficiente para recorrer la altura de dicho equipo. En la Figura 4.4 se muestra el separador de gases. FIGURA 4.4 SEPARADOR DE GASES Nota: La cota h i es la altura media del separador de gases; por tanto, se mide la distancia entre el punto medio de la base inclinada y el extremo superior del separador. 26 Op. Cit., p

113 Para evitar que se acumulen las microalgas, se toma un ángulo entre la base del equipo y la horizontal (α) de 60º El primer paso para el dimensionamiento del separador de gases consiste en igualar el caudal de cultivo que entra con el que circula por el interior del equipo. Haciendo esto se obtiene la siguiente expresión. U r A r = U A i i (5) donde U r es la velocidad con la que el cultivo entra en el separador de gases, A r es el área transversal del tubo que alimenta el separador de gases, U i es la velocidad media de circulación del cultivo en el interior del separador y A i es el área transversal media del separador. El ancho del separador se considera igual que el diámetro del tubo que lo alimenta, tal y como se aprecia en la Figura 4.4. A continuación, se aplica la restricción del tiempo de residencia de la burbuja más pequeña en el separador. Este tiempo debe ser el suficiente para que sea capaz de recorrer la altura del equipo. Aplicando dicho criterio se obtiene la siguiente expresión. Li U i hi U b (6) donde L i es la longitud del separador de gases, h i es la altura media del separador y U b es la velocidad ascensional de la burbuja más pequeña. A partir de las ecuaciones (5) y (6) se obtiene la longitud mínima del separador que la desgasificación sea eficiente. L i min U r π D = 4 U b r (7) donde L imin es la longitud mínima del separador para que la desgasificación sea eficiente y D r es el diámetro del tubo que alimenta el separador. 101

114 La velocidad ascensional de la burbuja de menor diámetro se considera 0,1 m/s, tal y como se especifica en el artículo a partir del cual se realiza el diseño del separador. La velocidad de entrada se obtiene utilizando el caudal de cultivo que circula por el tubo de alimentación al separador, calculado en el diseño de la red de abastecimiento de aire. Por tanto, U r es: 3 4 1,69 10 U r = = 0,86m / s 2 π D r (8) Sustituyendo los valores se obtiene una longitud mínima del separador de gases de: L imin =33,77 cm Para tener un margen de seguridad (12,5%) y asegurar el buen funcionamiento del separador de gases se toma un valor de: L i =38 cm Diseño de la red de abastecimiento de aire y de CO Red de abastecimiento de aire El cálculo del caudal de aire necesario en cada circuito se realiza suponiendo la hipótesis de que el desplazamiento del líquido lo realiza el aire como si de un émbolo se tratara. Por tanto, el caudal de aire necesario será igual al caudal de cultivo que circule por el punto de inyección del aire, que se encuentra en el tramo ascendente de la zona de intercambio de gases. Dicho caudal se obtiene sumando el caudal que circula por 6 tubos colectores del circuito, teniendo en cuenta una velocidad de circulación del cultivo de 0,4 m/s y un diámetro de 3 cm. ( 0,03) 2 π Q m a 6 0,4 1,69 10 = 4 = = 6,11 m s h (9) donde Qa es el caudal de aire necesario para un circuito (m 3 /h). 102

115 El caudal total de aire necesario se obtiene multiplicando el caudal para un circuito por el número de circuitos que se tienen. Q Ta = N Q a 3 3 = ,69 10 = 3,04 m = m s 3 h (10) donde Q Ta es el caudal total de aire necesario (m 3 /h) y N es el número total de circuitos. Una vez definidas las necesidades de presión y caudal de aire de cada circuito (1,03 bar y 6,11 m 3 /h), se diseña la red de abastecimiento de aire. Dicha red constará de 75 soplantes, conductos de polietileno y válvulas dispuestos tal y como se aprecia en el Plano 3 (Anexo IV). En dicho plano sólo se muestra la mitad de la red, siendo la otra mitad igual. No obstante, en la Figura 4.5 aparece la disposición de los conductos y accesorios alimentados por una soplante, siendo iguales para el resto de soplantes. NODO FIGURA 4.5 DISPOSICÍON DE LA RED DE ABASTECIMIENTO DE AIRE NODO Según la disposición mostrada, cada soplante debe proporcionar el caudal de aire necesario para abastecer a 24 circuitos: = 24 6,11 = 146,64 m Q soplante 3 h Los fotobiorreactores se disponen uno a continuación de otro, de manera que estén unidas las zonas de intercambio de gases. Esto facilita el suministro de aire y CO 2, ya que si no se disponen así, sería necesaria una derivación para cada fotobiorreactor. 103

116 Es necesario indicar que el número de fotobiorreactores puestos en servicios dependerá de las soplantes que haya funcionando, de manera que cuando una soplante esté en funcionamiento, todos los circuitos alimentados por ésta lo estarán. Para obtener la presión que debe suministrar cada soplante, hay que calcular la pérdida de carga en una de las líneas paralelas, y añadirla a la presión necesaria del circuito. Esto es así, debido a que se trata de una red dispuesta en paralelo, y se asume que la pérdida de carga entre la soplante y cada nodo es despreciable. P desc arg a = P + P línea + P v (11) donde P descarga es la presión que tiene que suministrar cada soplante, P es la presión necesaria en cada circuito (1,03 bar absolutos), P línea es la pérdida de carga que se produce en la línea y P v es la pérdida de carga de la válvula de la última derivación. Antes de obtener la presión, es necesario seleccionar los diámetros de los conductos por los que circula el aire. Esta selección se basa en el rango de velocidades típicas de gases en conductos, que va desde 9 a 40 m/s 27. Las tuberías tendrán un diámetro de 1¼, ya que por ellas circularán caudales de aire de 73,32 a 12,22 m 3 /h, con los que se obtienen velocidades de 25,32 a 4,22 m/s. El motivo por el que se selecciona un diámetro que da una velocidad relativamente baja es que con esto reducimos considerablemente el coste de operación de la planta. Las derivaciones que alimentan a los fotobiorreactores tendrán un diámetro de 1/2. Por estos conductos circulan caudales de 12,22 a 6,11 m 3 /h, obteniéndose velocidades de 25,57 a 12,79 m/s. Las velocidades anteriores se han calculado con la siguiente expresión: 4 Q v = π D 2 (12) donde v es la velocidad de circulación del aire por el interior del conducto, Q es el caudal volumétrico de aire y D es el diámetro interior del conducto. En la Tabla 4.2 se recogen los diámetros obtenidos. 27 Perry, R., Chemical Engineer s Handbook, Ed. McGraw Hill, 6ª edición, 1999, capítulo 6, p

117 TABLA 4.2 DIÁMETROS DE CONDUCTOS DE LA RED DE ABASTECIMIENTO DE AIRE CONDUCTOS LÍNEA CONDUCTOS DERIVACIÓN DN (") 1¼ 1/2 Di (mm) 32,6 16 De (mm) e (mm) 3,8 2 Fuente: Tabla de diámetros normalizados de tuberías de polietileno, obtenidas de la norma UNE La pérdida de carga en los conductos de las derivaciones se desprecia debido a su corta longitud, considerando sólo la de la válvula que contienen. Estas válvulas serán de compuerta con varias vueltas para su cierre completo, de manera que cada una tenga una abertura distinta para garantizar que por cada derivación circule el mismo caudal. Como puede verse en la Figura 4.5, cada línea tiene 6 derivaciones, por lo que las 6 válvulas se abrirán de manera que el parámetro P v /K 28 v sea constante en cada válvula. La perdida de carga de la última derivación, se obtiene con la siguiente expresión: P V = K V v 2 ρ 2 (13) donde P V es la perdida de carga de la válvula de la última derivación (Pa), K V es una constante adimensional que depende del grado de apertura de la válvula, estando totalmente abierta para la última derivación toma un valor de 0,17 29 para la válvula seleccionada, v es la velocidad de circulación del aire a través de la válvula completamente abierta (25,57 m/s, se aproxima a la velocidad antes de la válvula) y ρ es la densidad del aire a 25 ºC (1,18 kg/m 3 ). Se obtiene un valor de P V de 65,58 Pa, lo que supone 0,6 mbar. 28 P v es la pérdida de carga que se produce en cada válvula y K v es la constante que relaciona la pérdida de carga en la válvula con el caudal que pasa por ella. El valor de K v depende del grado de abertura de la válvula. 29 Ibíd, cap. 6, p

118 A continuación se obtiene la pérdida de carga en una línea, que al tratarse de un circuito simétrico, será la misma en todas. Para este cálculo se asume que la pérdida de carga es menor del 10 % de la presión total en cada tramo, por lo que se utiliza la ecuación de Bernouilli para fluidos incompresibles, de donde: P l = f 2 L v ρ D 2 (14) donde P l es la pérdida de carga en la línea (Pa), f es el factor de fricción, L es la longitud de la tubería (m), v es la velocidad de flujo del fluido (m/s) y D es el diámetro interior de la tubería (m). El único parámetro que queda por determinar es el factor de fricción. Este factor depende del número de Reynolds (N Re ) y de la rugosidad relativa de la tubería (ε). El número de Reynolds se obtiene con la ecuación 15, mientras que la rugosidad del polietileno (material del que están hechas las tuberías) es de 0 mm (véase Figura 4.6). Dicho esto, a la hora de determinar el valor de f en el Ábaco de Moody, se utilizará la curva de menor rugosidad relativa. N Re = ρ v D µ (15) donde µ es la viscosidad del aire a 25 ºC (1,8E-05 kg/m s) En la Tabla 4.3 se muestran los resultados obtenidos. Con la ecuación (11) se calcula la presión que tiene que suministrar cada soplante, obteniéndose un valor de 1,14 bar. Esta presión de descarga junto con el caudal de aire (146,64 m 3 /h) permite seleccionar la soplante adecuada. 106

119 FIGURA 4.6 ÁBACO DE MOODY Fuente: TABLA 4.3 PÉRDIDA DE CARGA EN LAS LÍNEAS DE ABASTECIMIENTO DE AIRE A LOS FOTOBIORREACTORES TRAMO 1 TRAMO 2 TRAMO 3 TRAMO 4 TRAMO 5 TRAMO 6 L (m) 10,1 20,2 20,2 20,2 20,2 20,2 D (m) 0,032 0,032 0,032 0,032 0,032 0,032 3 Q (m /s) 0,020 0,017 0,014 0,010 0,007 0,003 v (m/s) 25,32 21,10 16,88 12,66 8,44 4,22 ρ (Kg/m3) 1,18 1,18 1,18 1,18 1,18 1,18 µ (kg/m s) 1,8E-05 1,8E-05 1,8E-05 1,8E-05 1,8E-05 1,8E , , , , , ,98 0,020 0,021 0,022 0,025 0,028 0, , , , ,77 743,07 205,67 Re f P (Pa) PT (Pa) PT (bar) 10648, ,11

120 Red de abastecimiento de CO 2 La red de abastecimiento de CO 2 se diseña de forma similar a la de aire. La principal diferencia es que la alimentación de CO 2 se realiza mediante bombonas de 50 litros. Se dispone una bombona de CO 2 en cada línea, de manera que una de éstas alimenta a 12 fotobiorreactores. La diferencia con la red de abastecimiento de aire radica en que en ésta cada soplante alimentaba 2 líneas, mientras que en la de CO 2, las bombonas sólo alimentan una. En la Figura 4.7 se muestra la disposición de una línea de la red de abastecimiento de CO 2. La red completa estará formada por 150 líneas como esta. FIGURA 4.7 DISPOSICÍON DE LA RED DE ABASTECIMIENTO DE CO 2 MANORREDUCTOR En cada derivación se sitúa una válvula de compuerta, permitiendo suministrar el mismo caudal a todos los circuitos. Esto se consigue regulando el grado de abertura de manera que el cociente P v /K v permanezca constante. En primer lugar, se obtiene la cantidad necesaria de CO 2 de cada circuito. Esta cantidad supone el 0,6 % en volumen del aire total alimentado (véase apartado 3.2.2), por tanto, se necesitan 0,037 m 3 /h de CO 2 por circuito. Este resultado se obtiene a partir del caudal de aire necesario, calculado en el apartado anterior. A continuación, se obtiene el número de bombonas necesarias para la planta, además del tiempo de duración de estas. Para ello se calcula la masa de CO 2 necesaria para cada línea y día, y la masa de CO 2 que tiene cada bombona. 108

121 mlco = 8 n ρ 2 g CO QCO2 2 (16) donde ṁ LCO2 es caudal másico de CO 2 necesario para una línea en kg/día, n es el número de fotobiorreactores que abastece una línea (12), ρ gco2 es la densidad del CO 2 en estado gaseoso (1,6 kg/m 3 a 25 ºC y 1 atm), Q CO2 es el caudal de CO 2 necesario para un fotobiorreactor (0,061 m 3 /h). Con los datos especificados se obtiene: m LCO 2 = 5,63kg / línea día Los datos de la bombona de CO 2 se han obtenido de la empresa Carburos Metálicos, siendo la masa de CO 2 de una bombona de 37,5 kg. Por tanto, se necesita una bombona cada 6 días en cada línea. Al tener 150 líneas, se necesitan este número de bombonas cada 6 días. A continuación, se determina el diámetro de la tubería que transporta el CO 2. Al tener caudales tan bajos de CO 2 se toma el diámetro normalizado más pequeño del mercado de tubos de polietilenos, 1/8. Con esto se consiguen velocidades de circulación de 1 a 6 m/s según el tramo de la línea. En cuanto a la presión, hay que decir que las bombonas tienen una presión de 60 bar, por lo que es necesario un manoreductor para conseguir la presión necesaria en cada fotobiorreactor. Esta presión es igual a la de aire (1,03 bar) Diseño del proceso de filtrado Consiste en la eliminación del agua contenida en el cultivo de microalgas proveniente del fotobiorreactor, mediante un filtro. El filtro elegido esta formado por cartuchos microscreeners, que son los recomendados para la filtración de microalgas

122 tamaño de poro. Los parámetros de diseño que hay que especificar son: la capacidad del filtro y el En primer lugar, se obtiene el volumen de cultivo diario que genera la planta. Este volumen se calcula con la siguiente expresión: V = N Vi = ,95 = litros (17) donde V es el volumen de cultivo generado por la planta, V i es el volumen de cultivo generado por un circuito (véase Cálculo de la superficie de cultivo, p. 89) y N es el número de circuitos de los que dispone la planta (1800). Por tanto, el filtro deberá procesar esta cantidad de cultivo en un tiempo razonable. Se va a considerar un día. El otro parámetro a determinar es el tamaño de poro del medio filtrante. Este parámetro depende principalmente del tamaño de célula de la especie de microalga seleccionada (Phaeodactylum tricornutum), siendo éste de 6 a 8 µm 31. El tamaño de poro seleccionado es de 3 µm debido a que es el tamaño de poro comercial inferior a 6 µm. La selección del filtro micro-screener se ha realizado a partir del catálogo de la empresa 3M 32. El único filtro con un tamaño de poro de 3 µm es el modelo 2666X Super Micro-Screen. Estos cartuchos tienen un medio filtrante metálico compuesto por múltiples y finas fibras de acero inoxidable (316L) que crean una estructura tridimensional. Dentro de las distintas posibilidades de la serie 2666X, se elige el 26668, cuyas características se muestran en la Tabla 4.4. Sólo falta calcular el número de cartuchos necesarios. Para ello, se considera que los cartuchos operan con una capacidad de 200 l/min (valor inferior a la capacidad máxima del filtro), que junto con el volumen total a filtrar, permiten obtener el número de cartuchos. 31 Lewin J.C., The taxonomic position oif pheaodactylum tricornutum, J. Gen. Microbiol., 18, 1958, p M España S.A., Departamento de Filtración ( 110

123 TABLA 4.4 CARACTERÍSTCAS DEL CARTUCHO SUPER MICRO-SCREEN Grado de filtración absoluto (µm) 3 Diámetro exterior (mm) 67 Longitud (mm) 744 Area de filtración (dm 2 ) 45 Capacidad máxima (l/min) 225 Plisado Si Protector exterior Si n = V = 1,67 (18) donde n es el número de cartuchos y V es el volumen de cultivo a filtrar. Se ha considerado que los filtros operan 8 horas al día. Son necesarios 2 cartuchos, pero la planta contará con 4, para no tener que parar en caso de limpieza de los filtros Diseño del proceso de secado Una vez filtrado el cultivo de microalgas, se obtiene un fluido viscoso. Esta masa suele contener alrededor de un 90 % de agua. Para eliminar la humedad, se diseña un proceso de secado al sol. El diseño de este proceso es bastante complejo, ya que depende fundamentalmente de las condiciones climáticas y, en especial, de la radiación solar. Es difícil obtener relaciones entre la radiación solar, el tiempo de secado y el área necesaria para una producción de microalgas secas dada. Por ello, se han utilizado los siguientes resultados empíricos para estimar dichos parámetros 33 : 33 Becker, E.W., Microalgae. Biotechnology and Microbiology. Cambridge University Press, 1994, p

124 - La masa de microalgas a secar se extiende en bandejas de aluminio recubiertas de una lámina de plástico transparente. Esto mejora el tiempo de secado, ya que el aluminio se calienta por la acción del sol y favorece la deshidratación. Las láminas de plástico facilitan el vaciado de las bandejas cuando el proceso ha terminado. - Las microalgas se extienden de manera que formen una capa plana uniforme, siendo el espesor óptimo de 0,5 cm. Un espesor mayor provoca que las células situadas debajo se descompongan, perdiendo así productividad. Esta descomposición es debida al efecto sombra. - Con una radiación solar de 20 MJ/m 2 día se consigue una productividad de 130 g/m 2 día de microalgas secas. Estos datos fueron obtenidos utilizando el proceso de secado descrito anteriormente. - El tiempo de secado no debe superar los 3 días, ya que se puede producir descomposición celular. Para extrapolar estos datos a la planta objeto de diseño, es necesario estudiar la radiación solar existente en la ubicación de la planta (Sevilla). En la Figura 4.8 se muestra la radiación solar diaria del año 2010 de La Rinconada, localidad más cercana a Sevilla (aproximadamente, a 10 km) de la que se disponen datos. Como puede observarse entre los meses de abril y octubre se superan los 20 MJ/m 2, mientras que el valor de la radiación solar solo se aleja considerablemente de este valor en los meses de enero, febrero, noviembre y diciembre. Por tanto, se diseñará el proceso de secado con los datos empíricos especificados, corrigiendo el área obtenida con un coeficiente de seguridad para que el funcionamiento sea óptimo en los meses de radiación solar más desfavorable. En primer lugar se elige el tiempo de secado. Como ya se ha dicho, este tiempo no puede superar los 3 días. Por tanto, se dimensionará el proceso para secar en 1 día la masa de microalgas producidas en un día. 112

125 FIGURA 4.8 RADIACIÓN SOLAR DIARIA, LA RINCONADA (AÑO 2010) Fuente: Agencia Andaluza de la Energía. Consejería de Innovación, Ciencia y Empresa- Junta de Andalucía expresión: Una vez definido el tiempo de secado, se calcula el área necesaria mediante la siguiente A = P a lg t P s (19) donde A es el área de secado, P alg es la masa de microalgas producidas por la planta en un día (448,31 kg/día) 34, t es el tiempo de secado (1 día) y P s es la productividad de microalgas secas por unidad de área y por día (0,130 kg/m 2 día). Con estos datos se obtiene un área de 3448,53 m 2. Utilizando un coeficiente de seguridad del 9 %, se obtiene un área de 3750 m 2, que será la que se utilice como valor del diseño. 34 Obtenido a partir de la masa de microalgas obtenidas en un circuito, multiplicada por el número de circuitos. Véase apartado

126 Diseño del proceso de prensado Se lleva a cabo en una prensa similar a las utilizadas en la extracción de aceites vegetales. El diseño de este equipo consiste en especificar su capacidad y potencia. La capacidad se obtiene a partir de la producción de microalgas por día y por circuito, y del número de circuitos. Este valor se ha calculado en el diseño del proceso de secado, obteniéndose 448,31 kg/día. Se va a seleccionar una prensa capaz de procesar en un día la producción de microalgas de 2 días, es decir, con una capacidad aproximada de una tonelada al día (suponiendo 8 horas de funcionamiento). Una vez calculada la capacidad de la prensa, a partir de datos de catálogos, se estima la potencia que consume dicho equipo. Se ha optado por el catálogo de la empresa Alvan Blanch 35, obteniéndose una potencia de 9,2 kw para una prensa especialmente indicada para microalgas, y una capacidad de 1,2 t/día SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO El diseño de este sistema se ha realizado teniendo en cuenta que el proceso se va a llevar a cabo en dos etapas con recuperación intermedia de glicerina, para que sea energéticamente más eficiente Balance de materia En la Figura 4.9 se muestra el diagrama de flujo del proceso, especificando la numeración de las corrientes, que se tendrán en cuenta a la hora de realizar el balance de materia y el de energía. A continuación, se realiza el balance de materia global del proceso. Los datos necesarios se exponen en la Tabla

127 TABLA 4.5 DATOS NECESARIOS PARA EL BALANCE DE MATERIA PROPIEDADES DE SUSTANCIAS Sustancias Aceite FFA TG Agua Bioetanol FAEE Glicerina Peso molecular (g/mol) 578,7 (2) Sustancias Aceite Bioetanol MATERIAS PRIMAS Componentes FFA TG Agua Bioetanol ESPECIFICACIONES DE EQUIPOS DATOS ADICIONALES Composición (% molar) Sustancias Aceite (TG) Agua Bioetanol FAEE Glicerina Reactores (conversión %) 0, Separadores flash (% molar en cola respecto a la entrada) Separadores Líquido- Líquido Fase ligera (% molar respecto a la entrada) Fase pesada (% molar respecto a la entrada) Relación molar EtOH/Aceite a la entrada de los reactores Caudal másico de alimentación de aceite (kg/h) (1) 100 kg/día con una operación diaria de 8 horas, obteniéndose 12,5 kg/h ,9 6, ,9 48,3 88,7 99,9 16,1 0,1 51,7 11,3 0,1 83, ,5 (1) (2) El peso molecular del aceite se ha obtenido a partir de los pesos moleculares de sus componentes (TG, FFA y agua) y su composición. Para evaluar el peso molecular del aceite se ha considerado que sólo esta compuesto por ácido palmítico (C16:0). Este ácido se encuentra en forma de triglicérido (tripalmitina) y de ácido graso libre. 36 webbook.nist.gov 37 webbook.nist.gov 38 webbook.nist.gov 115

128 FIGURA 4.9 DIAGRAMA DE FLUJO. TRANSESTERIFICACIÓN SUPERCRÍTICA Nota: El condensador necesita agua de la red para condensar la mezcla de bioetanol y agua alimentada

129 El ácido palmítico es uno de los dos componentes mayoritarios del aceite de microalgas (Tabla 3.1). La elección de este ácido como representativo del aceite se debe a su alto contenido y a la disponibilidad de información de este compuesto, ya que sus propiedades son necesarias a la hora de simular los separadores flash y los separadores líquido-líquido. Cabe destacar que el otro componente mayoritario es el ácido palmitoleico (C16:1), siendo su estructura muy similar al ácido palmítico, y por tanto, sus propiedades. Ambos representan casi el 75 % de la composición del aceite, siendo este un motivo evidente de la representatividad del ácido elegido. Los parámetros relativos a los evaporadores y a los separadores líquido-líquido se obtienen de las tablas de resultados de la simulación de dichos equipos. En cuanto a la conversión de los reactores, se justifica en los diseños de estos, como se verá más adelante Con todos estos datos y conociendo las estequiometrías de las reacciones, se puede realizar el balance de materia. Las reacciones que se producen en ambos reactores son las siguientes: TG + 3EtOH 3FAEE + Glic FFA + EtOH FAEE + H O 2 donde TG representa los triglicéridos, EtOH es bioetanol, FAEE es etil éster de ácidos grasos, Glic representa la glicerina, FFA son ácidos grasos libres y H 2 O es agua. Es necesario saber que los ácidos grasos libres (FFA) se consumen totalmente en el primer reactor, por lo que no aparecen en las especificaciones de los equipos, mostradas en la Tabla 4.5. Un dato importante para el balance es el ratio bioetanol/aceite. Este parámetro se estudia en el diseño de los reactores y su valor óptimo es el especificado en la Tabla 4.5. Una vez obtenidos los parámetros necesarios, se realiza el balance de materia. Las Tablas 4.6a y 4.6b muestran los resultados obtenidos, tanto en base molar como másica. 117

130 TABLA 4.6a RESULTADOS DEL BALANCE DE MATERIA (mol/h) CORRIENTE Nº Designación BIOETANOL (mol/h) FFA (mol/h) TG (mol/h) FAEE (mol/h) GLICERINA (mol/h) AGUA (mol/h) 1 Alimentación Aceite 0 8,64 12, ,22 2 Alimentación Bioetanol 99, Entrada fría INT1 213,84 8,64 12, ,28 4 Salida fría INT1=Entrada CE1 213,84 8,64 12, ,28 5 Salida CE1=Entrada R1 213,84 8,64 12, ,28 6 Salida R1=Entrada caliente INT1 168,88 0 0,64 44,96 12,11 27,92 7 Salida caliente INT1=Entrada VF1 168,88 0 0,64 44,96 12,11 27,92 8 Salida VF1=Entrada SF1 168,88 0 0,64 44,96 12,11 27,92 9 Cola SF1=Entrada SEP-LL1 11,50 0 0,64 44,96 12,11 0,82 10 Salida SF1 157, ,10 11 Fase pesada SEP-LL1 1,30 0 0,001 0,04 10,15 0,42 12 Fase ligera SEP-LL1=Entrada TBF1 10,20 0 0,64 44,91 1,95 0,39 13 Salida TBF1=Entrada fría INT2 10,20 0 0,64 44,91 1,95 0,39 14 Salida fría INT2=Entrada CE2 10,20 0 0,64 44,91 1,95 0,39 15 Salida CE2=Entrada R2 10,20 0 0,64 44,91 1,95 0,39 16 Salida R2=Entrada caliente INT2 8,39 0 0,03 46,73 2,56 0,39 17 Salida caliente INT2=Entrada VF2 8,39 0 0,03 46,73 2,56 0,39 18 Salida VF2=Entrada SF2 8,39 0 0,03 46,73 2,56 0,39 19 Cola SF2=Entrada SEP LL2 0,57 0 0,03 46,73 2,56 0,01 20 Salida SF2 7, ,38 21 Fase pesada SEP-LL2 0,06 0 0, ,05 2,15 0,01 22 Fase ligera SEP-LL2=BIODIESEL 0,51 0 0,03 46,68 0,41 0,01 23 GLICERINA (11+21) 1,37 0 0,001 0,09 12,30 0,43 24 Entrada COND (10+20) 165, ,49 25 Salida COND=Entrada TBF2 165, ,49 26 PURGA 50, ,42 27 Recirculación 114, ,06 118

131 TABLA 4.6b RESULTADOS DEL BALANCE DE MATERIA (g/h) CORRIENTE Nº Designación BIOETANOL (g/h) FFA (g/h) TG (g/h) FAEE (g/h) GLICERINA (g/h) AGUA (g/h) 1 Alimentación Aceite , , ,89 2 Alimentación Bioetanol 4566, Entrada fría INT1 9836, , , ,03 4 Salida fría INT1=Entrada CE1 9836, , , ,03 5 Salida CE1=Entrada R1 9836, , , ,03 6 Salida R1=Entrada caliente INT1 7768, , , ,81 502,55 7 Salida caliente INT1=Entrada VF1 7768, , , ,81 502,55 8 Salida VF1=Entrada SF1 7768, , , ,81 502,55 9 Cola SF1=Entrada SEP-LL1 529, , , ,81 14,67 10 Salida SF1 7239, ,88 11 Fase pesada SEP-LL1 59,83 0 0,51 12,77 934,16 7,58 12 Fase ligera SEP-LL1=Entrada TBF1 469, , ,85 179,66 7,09 13 Salida TBF1=Entrada fría INT2 469, , ,85 179,66 7,09 14 Salida fría INT2=Entrada CE2 469, , ,85 179,66 7,09 15 Salida CE2=Entrada R2 469, , ,85 179,66 7,09 16 Salida R2=Entrada caliente INT2 385, , ,07 235,29 7,09 17 Salida caliente INT2=Entrada VF2 385, , ,07 235,29 7,09 18 Salida VF2=Entrada SF2 385, , ,07 235,29 7,09 19 Cola SF2=Entrada SEP LL2 26, , ,07 235,29 0,21 20 Salida SF2 359, ,89 21 Fase pesada SEP-LL2 2,97 0 0,03 13,27 197,34 0,11 22 Fase ligera SEP-LL2=BIODIESEL 23, , ,80 37,95 0,10 23 GLICERINA (11+21) 62,80 0 0,54 26, ,50 7,69 24 Entrada COND (10+20) 7598, ,76 25 Salida COND=Entrada TBF2 7598, ,76 26 PURGA 2328, ,62 27 Recirculación 5270, ,15 Asimismo, en la Tabla 4.7 se muestra la composición del FAEE obtenido, junto con el valor de algunas de sus propiedades, comparándolos con los valores deseados establecidos en la norma UNE-EN (de 2003). 119

132 TABLA 4.7 CARACTERÍSTICAS DEL FAEE OBTENIDO COMPOSICIÓN COMPONENTE FAEE PRODUCIDO UNE-EN FAEE (% p/p) 99,35 96,5 min BIOETANOL (% p/p) 0,17 0,20 max ACEITE (% p/p) 0,19 0,20 max GLICERINA (% p/p) 0,28 0,25 max AGUA (mg/kg) 0, max PROPIEDADES PROPIEDAD FAEE PRODUCIDO UNE-EN Densidad a 15 ºC (kg/m 3 ) Viscosidad a 40 ºC (mm 2 /s) 888, ,89 3,5-5 La densidad y la viscosidad del FAEE producido se han calculado de la forma que se especifica en el Anexo II. Como puede verse en la Tabla 4.7 el contenido en glicerina excede el contemplado en la norma. La norma especificada se usa cuando el biodiesel es producido con metanol, no existiendo normativa que contemple el uso de etanol. Por tanto, estos valores se toman como orientativos, a falta de los que realmente regulen las especificaciones del producto de esta planta Balance de energía El balance de energía evalúa la entalpía de cada corriente a la presión y temperatura a la que se encuentran, y se obtiene el calor que se debe aportar o extraer de cada equipo. Se toma como referencia el diagrama de flujo del proceso (Figura 4.9). En la Tabla 4.8 aparecen los parámetros utilizados en el balance de energía. 120

133 TABLA 4.8 PARÁMETROS UTILIZADOS EN EL BALANCE DE ENERGÍA Descripción Designación Unidad de medida Entalpía del componente i H i kw Entalpía de la corriente H kw Capacidad calorífica del componente i Cp i kj/kg ºC Incremento de temperatura de la corriente T ºC Fracción másica del componente i x i % Caudal másico del componente i ṁ i kg/s La entalpía de cada componente se calcula mediante la siguiente expresión: H i = mi C P i T (20) Mientras que la entalpía de cada corriente se obtiene con la siguiente ecuación: H = ( H ) = mi C T i P i (21) Hay que tener en cuenta que la entalpía es una magnitud relativa y depende de un estado de referencia. Por lo tanto, es necesario definir un estado de referencia, que no influirá en el cálculo de la energía que es necesaria aportar en cada equipo, sólo en el valor de la entalpía de cada corriente. Las condiciones de referencia son 25 ºC y 1 atm. En la Tabla 4.9 se muestran los resultados obtenidos Intercambiadores de calor En la planta se dispone de dos intercambiadores de calor de doble tubo. La forma esquemática de estos equipos se muestra en la Figura En la Tabla 4.10 se muestran los parámetros necesarios para el diseño de los intercambiadores de calor de la planta. 121

134 TABLA 4.9 RESULTADOS DEL BALANCE DE ENERGÍA CORRIENTE Nº Designación BIOETANOL (W) ACEITE (W) RESULTADOS BIODIESEL (W) GLICERINA (W) AGUA (W) TOTAL (W) DATOS 1 Alimentación Aceite 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0, Alimentación Bioetanol 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0, Entrada fría INT1 88,1 79,4 0,0 0,0 5,0 172,5 38, Salida fría INT1=Entrada CE1 1601,5 1326,3 0,0 0,0 61,1 2989,0 171, Salida CE1=Entrada R1 4322,3 3061,3 0,0 0,0 134,3 7517, Salida R1=Entrada caliente INT1 3413,5 126,0 2290,6 250,4 194,5 6275, Salida caliente INT1=Entrada VF1 957,6 42,4 728,7 101,2 72,1 1902, Salida VF1=Entrada SF1 698,1 31,6 534,7 78,3 56,4 1399, Cola SF1=Entrada SEP-LL1 47,5 31,6 534,7 78,3 1,7 693, Salida SF1 650,5 0,0 0,0 0,0 54,7 705, Fase pesada SEP-LL1 5,4 0,03 0,5 65,7 0,9 72, Fase ligera SEP-LL1=Entrada TBF1 42,2 31,5 534,2 12,6 0,8 621, Salida TBF1=Entrada fría INT2 42,2 31,5 534,2 12,6 0,8 621, Salida fría INT2=Entrada CE2 161,9 103,7 1867,7 34,6 2,2 2170,1 263, Salida CE2=Entrada R2 206,2 125,9 2288,3 40,4 2,7 2663, Salida R2=Entrada caliente INT2 169,5 6,3 2380,7 52,9 2,7 2612, Salida caliente INT2=Entrada VF2 47,6 2,1 757,3 21,4 1,0 829, Salida VF2=Entrada SF2 34,7 1,6 555,8 16,6 0,8 609, Cola SF2=Entrada SEP LL2 2,4 1,6 555,8 16,6 0,02 576, Salida SF2 32,3 0,0 0,0 0,0 0,8 33, Fase pesada SEP-LL2 0,3 0,0 0,6 13,9 0,01 14, Fase ligera SEP-LL2=BIODIESEL 2,1 1,6 555,2 2,7 0,01 561, GLICERINA (11+21) 5,6 0,03 1,1 79,6 0,9 87, Entrada COND (10+20) 682,8 0,0 0,0 0,0 55,5 738, Salida COND=Entrada TBF2 309,8 0,0 0,0 0,0 28,8 338, PURGA 94,9 0,0 0,0 0,0 8,8 103, Recirculación 214,8 0,0 0,0 0,0 20,0 234, T (ºC) P (bar) En primer lugar, se especifica la disposición de los fluidos en el intercambiador. Para disminuir las pérdidas de calor al ambiente, el fluido caliente, y por tanto el que cede calor, circulará por el tubo interior; mientras que el fluido frío lo hará por el anillo exterior. El flujo es en contracorriente. Se considera que las corrientes se encuentran en estado líquido y que no se produce evaporación debido a la alta presión de operación de los intercambiadores (40 bar). 122

135 FIGURA 4.10 INTERCAMBIADORES DE DOBLE TUBO Las propiedades de las corrientes de cada intercambiador se tomarán a las temperaturas medias de cada corriente; cada componente influirá en la propiedad de la corriente según su porcentaje en peso. La temperatura de entrada y salida al intercambiador influyen considerablemente en las propiedades de las corrientes involucradas. Por tanto, son necesarias expresiones para obtener la densidad, capacidad calorífica, viscosidad y conductividad térmica a distintas temperaturas. Para aquellas sustancias cuyas propiedades se vean influenciadas significativamente por la presión y se dispongan de datos de líquido comprimido, se tendrá en cuenta a la hora de obtener la propiedad de dicha sustancia. En el Anexo II se exponen las expresiones, interpolaciones o formas utilizadas para obtener o estimar las propiedades de cada componente. Cabe destacar que, el método explicado en dicho anexo para calcular las propiedades de cada componente y corriente se utilizará en el diseño de todos los equipos de la planta. 123

136 TABLA 4.10 PARÁMETROS DE DISEÑO. INTERCAMBIADORES DE CALOR Descripción Designación Unidad de medida Diámetro externo del tubo interior D e m Diámetro interno del tubo interior D i m Diámetro interno del tubo exterior D INT m Longitud del intercambiador L m Radio interior del tubo interno r i m Radio exterior del tubo externo r e m Área de transferencia A m 2 Área interior del tubo interno A i m 2 Área exterior del tubo interno A e m 2 Coeficiente de convección interno h i W/m 2 ºC Coeficiente de convección externo h e W/m 2 ºC Coeficiente global de transferencia teórico U W/m 2 ºC Coeficiente global de transferencia operación U op W/m 2 ºC Factor de ensuciamiento exterior R fe W/m 2 ºC Factor de ensuciamiento interior R fi W/m 2 ºC Coeficiente de transferencia por conducción K W/m 2 ºC Conductividad térmica del fluido que circula por el interior k fi W/m 2 ºC Conductividad térmica del fluido que circula por el exterior k fe W/m 2 ºC Número de Reynolds Re Adimensional Número de Nusselt Nu Adimensional Número de Prantl Pr Adimensional Potencia transferida Q W Densidad del fluido que circula por el interior ρ i kgm 3 Densidad del fluido que circula por el exterior ρ e kgm 3 Viscosidad del fluido que circula por el interior µ i kg/m s Viscosidad del fluido que circula por el exterior µ e kg/m s Velocidad de flujo en el tubo interior v i m/s Velocidad de flujo en el tubo exterior v e m/s Caudal másico de fluido frío ṁ f kg/s Caudal másico de fluido caliente ṁ C kg/s Capacidad calorífica del fluido frío Cp f kj/kg ºC Capacidad calorífica del fluido caliente Cp C kj/kg ºC Incremento de temperatura del fluido frío T f ºC Temperatura de entrada del fluido frío t 1 ºC Temperatura de salida del fluido frío t 2 ºC Incremento de temperatura del fluido caliente T C ºC Temperatura de entrada del fluido caliente T 1 ºC Temperatura de salida del fluido caliente T 2 ºC Incremento de temperatura logarítmica media DTLM ºC 124

137 El dimensionamiento de ambos intercambiadores de calor se realiza a partir de las ecuaciones de transferencia de calor de los fluidos circulantes. Estas ecuaciones son las siguientes: Q = f Cp f m T f = f Cp f m ( t t ) 2 1 (22) Q = C Cp C m T C = C Cp C m ( T T ) 1 2 (23) Q = U A DTLM (24) Con las ecuaciones (22) y (23) se obtienen las temperaturas de entrada y salida de cada corriente, con las que se puede obtener el incremento de temperatura logarítmica: DTLM = ( T1 t2 ) ( T2 t1 ) ( T t ) ( ) ln 1 2 T 2 t 1 (25) El siguiente paso consiste en calcular el coeficiente global de transferencia de calor (U), para lo que se requiere obtener el coeficiente de película tanto en la parte interior como exterior del tubo interior: 1 U A = 1 h A e e + r ln e ri 2πkL + 1 h A i i (26) Como hipótesis, se va a despreciar la resistencia a la transferencia de calor por conducción, debido a la alta conductividad del acero (material del que están fabricados los intercambiadores). Por tanto, la expresión anterior se simplifica y queda de la siguiente forma: 1 U A = h e 1 A e + 1 h A i i (27) La ecuación (27) para el cálculo del coeficiente global de transferencia solo es válida para tubos completamente limpios. Tanto en el interior como en el exterior del tubo se forman escamas o depósitos de sustancias que empeoran la transferencia de calor en el intercambiador. 125

138 El efecto de esta suciedad se modela con el factor de ensuciamiento, que para el fluido con el que se trabaja, y para ambos lados del tubo, tiene un valor de 0,001 m 2 K/W 39. Por tanto el coeficiente global de transferencia en fase de operación se obtendrá mediante la siguiente expresión: U 1 A op = h e 1 A e + R A fe e + 1 h A i i + R A fi i (28) El siguiente paso consiste en calcular los coeficientes de película interno y externo de la superficie tubular en la cual se produce el intercambio de calor. Para este cálculo se utiliza una correlación adecuada para intercambiadores de doble tubo, según el régimen de flujo. Dicho régimen se evalúa mediante el número de Reynolds, siguiendo el siguiente criterio: - Régimen laminar: 0<Re< Régimen de transición: 2300<Re< Régimen turbulento: Re>4000 A continuación, se muestran las ecuaciones necesarias para el cálculo de los números adimensionales que aparecen en las correlaciones utilizadas para la obtención de los coeficientes de película. Tubo interior Tubo exterior Nu = hi D k fi i Nu = h e ( D D ) INT k fe e (29) Re = ρ i vi D µ i i 4 m C = π µ i Di Re = ρ v e e ( D D ) µ e INT e 4 m f = π µ e INT ( D D ) e (30) Pr = Cp i µ i k fi Pr = Cp e µ e k fe (31) 39 Erwin, D. L., Industrial Chemicals process design, Ed. McGraw Hill Professional, 2002, p

139 Los diámetros de los tubos se han seleccionado de manera que la velocidad de circulación sea próxima a 1 m/s, ya que una alta velocidad mejora la transferencia de calor. Además, se ha tenido en cuenta el espesor de los tubos, ya que deben soportar una presión de 40 bar. Los diámetros seleccionados para los tubos internos y externo son iguales en ambos intercambiadores, siendo estos valores los que se muestran en la Tabla TABLA 4.11 CARACTERÍSTICAS DE LOS TUBOS (NORMA ANSI) QUE FORMAN LOS INTERCAMBIADORES Diámetro nominal (") Diámetro interior (cm) Diámetro exterior (cm) Espesor (cm) Schedule Resistencia (bar) Tubo interior 1/8 0,546 1,029 0, Tubo exterior 1/2 1,387 2,134 0, Fuente: Fabricante: Industrial Hydraulic Service. Web: Una vez seleccionados los tubos que forman los intercambiadores se calcula el Reynolds y el Prandtl utilizando las ecuaciones (28) y (29), para así evaluar el régimen de flujo y elegir la correlación más adecuada para el cálculo de los coeficientes de película. En la Tabla 4.12 aparecen los valores obtenidos de estos números adimensionales, tanto para el flujo en el tubo interior, como para el del anillo exterior. TABLA 4.12 NÚMEROS DE REYNOLDS Y PRANDTL. INTERCAMBIADORES DE CALOR INTERCAMBIADOR 1 INTERCAMBIADOR 2 Flujo Exterior Interior Exterior Interior Re 590, ,89 484, ,89 Régimen Laminar Turbulento Laminar Transición Pr 9,50 2,01 7,10 6,23 Al darse tres regímenes de flujo distinto, se utilizarán tres correlaciones distintas para obtener los coeficientes de película: 127

140 Régimen laminar El número de Nusselt se toma igual a 4,36. Esto es así, debido a los bajos número de Reynolds que se obtienen (<2300). Si consideramos la hipótesis de que los perfiles de velocidad y temperatura se encuentran totalmente desarrollados, la teoría de dispersión axial predice un número de Nusselt igual a 4, Este criterio se aplica para el fluido que circula por el anillo exterior de ambos intercambiadores. Régimen de transición El número de Reynolds del flujo en el tubo interior del intercambiador 2 es 2641,89, como puede verse en la Tabla Por tanto, el número de Nusselt no se puede considerar 4,36 y es necesario obtenerlo utilizando la correlación de Hausen 41, cuya expresión se expone a continuación: Nu = 0, D L 2 / 3 0,8 0,3 ( Re 230) ( 1,8 Pr 0,8) µ ( µ T m ( T sup ) ) 0,14 (32) Esta correlación es válida para condiciones de flujo que cumplan: 2300<Re< Las propiedades se evalúan a la temperatura media de la corriente, excepto en el cociente de viscosidades, donde aparece la viscosidad a la temperatura superficial del tubo. Para el cálculo del coeficiente de película interior, en este caso, es necesario utilizar un método de cálculo iterativo, ya que para obtener la temperatura superficial del tubo interior se necesita tener el valor de dicho coeficiente de película. También es necesario suponer una longitud de tubo, para posteriormente validarlo. El método de cálculo iterativo se compone de los siguientes pasos: 40 Kays y Crawford (1980), a los que Levenspiel hace referencia en Flujo de Fluidos. Intercambio de Calor. 41 Ruiz, R., Subenfriadores criogénicos Nitrógeno-Nitrógeno. Aportación a la metodología para el diseño. Tesis doctoral, Universidad Politécnica de Cataluña, septiembre 1994, p

141 1.- Cálculo del factor de corrección de temperaturas y de las temperaturas calóricas 42 de las corrientes que circulan por el tubo interior y exterior. F C T C = = T DTLM ( T2 t1) ( T t ) ( T t ) ( T ) 2 + FC 1 T2 (33) (34) t C = t ( t ) 1 + FC 2 t1 (35) 2.- Suponer el valor del coeficiente de película interior (h i ), utilizando un valor típico de dicho coeficiente en flujo turbulento por el interior de conductos circulares. Se va a suponer un valor de 1000 W/m 2 K. 3.- Suponer la longitud del tubo (L), necesaria para la obtención del Nu. Se tomará un valor de 20 m. 4.- Cálculo de la temperatura superficial del tubo interior (T sup ), realizando un balance de energía entre el fluido caliente y el frío, y entre la superficie del tubo interior y el fluido caliente. Igualando ambos balances se obtiene una expresión como la siguiente en la cual se puede despejar la temperatura superficial del tubo. 1 h A i i + ( T t ) ( Tc Tsup ) R A fi i c c 1 + h A e e R + A fe e = 1 A h i i R + A fi i (36) 5.- Cálculo del número del Prandtl y de Reynolds con las propiedades evaluadas a la temperatura media de la corriente y del cociente de viscosidades. 6.- A continuación, se obtiene el número de Nusselt utilizando la correlación de Hausen (32). 42 La temperatura calórica de una corriente es una media de la temperatura media de esa corriente. Esta medida, además de la temperatura de entrada y salida de la corriente en cuestión, tiene en cuenta el intercambio de calor producido entre las corrientes. 129

142 7.- Cálculo de h i utilizando la definición del número de Nusselt: Nu = hi D k f i (37) 8.- Si la diferencia entre el coeficiente de película interior calculado y el supuesto en el paso 2 y la diferencia entre la longitud de tubo obtenida y la supuesta en el paso 3 son menores del 0,5 % (tolerancia seleccionada), se da por finalizado el cálculo. En caso contrario, se vuelve al paso 2, utilizando el valor de h i calculado, y la longitud de tubo calculada en el paso 3. Cabe destacar que la longitud del tubo depende a su vez de la transferencia convectiva en el anillo exterior. Esta zona se caracteriza por un régimen de flujo laminar, por lo que el coeficiente de película exterior se obtiene de forma inmediata, sin que dependa su valor de la longitud del tubo. Por tanto, el cálculo de dicha longitud se muestra posteriormente en la ecuación (39). Régimen turbulento El último caso que se da es el flujo turbulento completamente desarrollado, ocurriendo este en el tubo interior del primer intercambiador. Para estas condiciones de flujo se utiliza la correlación de Dittus-Boelter 43, que tiene la siguiente expresión: Nu = 0,023 Re 0,8 Pr n (38) El exponente n es igual a 0,4 para calentamiento y 0,3 para enfriamiento, siendo este último el valor tomado. Esta correlación es válida para Re>10.000, 0,7<Pr<160 y L/D>10. Una vez expuestos los métodos de cálculo de los coeficientes de película, según el régimen de flujo, se enumeran los pasos a seguir para el dimensionamiento de los intercambiadores: - En primer lugar, se calculan la temperatura de entrada y salida de cada corriente. La temperatura de entrada de la corriente caliente viene impuesta por la temperatura de 43 Incropera, F. P., De Witt, D. P., Fundamentos de Transferencia de Calor, 4ª Edición, Prentice Hall, México, 1999, p

143 los reactores (290 ºC); mientras que la temperatura de salida depende de la temperatura anterior al paso por las válvulas (VF1 y VF2), previas a los separadores flash (145 ºC). En cuanto a la temperatura de entrada de la corriente fría, en el primer intercambiador (INT1), se calcula mediante un balance en el mezclador (M), mientras que en el segundo (INT2) viene impuesta por la temperatura de operación del separador líquido-líquido (SEPL/L1), ya que se consideran nulas las perdidas de calor en el tanque buffer 1, TBF1 (véase Plano 3, Anexo III). La temperatura de salida de las corrientes frías se obtienen mediante un balance de energía en cada intercambiador. - Una vez obtenidas las temperaturas de entrada y salida de todas las corrientes, se calculan las propiedades, a la temperatura media de cada una de ellas usando las expresiones dadas en el Anexo II. - Al ser los caudales tan bajos, se elige tanto el diámetro del tubo interior como el del exterior, de manera que se obtengan velocidades de flujo cercanas a 1 m/s. Además, se elegirá el espesor de tubo que permita soportar una presión de 40 bar (véase Tabla 4.11). - A continuación, se calcula el Re y el Pr, obteniéndose a su vez el régimen de flujo. Según dicho régimen se obtienen los coeficientes de película interno y externo de cada intercambiador. - Con los valores de los coeficientes de película y el factor de ensuciamiento, se obtiene el coeficiente global de transferencia de calor (U). - Por último, se obtiene el área necesaria de intercambio de calor para conseguir las temperaturas calculadas, utilizando la DTLM. Como el diámetro es conocido, se puede obtener la longitud del tubo mediante la siguiente expresión: Ae L = π D e (39) En la Tabla 4.13 se muestran los resultados obtenidos en cada intercambiador. 131

144 TABLA 4.13 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS INTERCAMBIADORES DE CALOR INTERCAMBIADOR 1 INTERCAMBIADOR 2 CORRIENTE Fría Caliente Fría Caliente Datos de partida Resultados Disposición Exterior Interior Exterior Interior Bioetanol (kg/h) 9,84 7,77 0,47 0,39 Aceite (kg/h) 12,37 0,51 0,51 0,03 FAEE (kg/h) 0,00 12,77 12,76 13,27 Glicerina (kg/h) 0,00 1,11 0,18 0,24 AGUA (kg/h) 0,35 0,50 0,01 0,01 m Cp (kj/h ºC) 61,01 56,04 28,82 28,57 T entrada (ºC) 38, T salida (ºC) 171, , Tm (ºC) 104,87 217,50 191,87 217,5 D (m) 0, , , ,00546 v (m/s) 0,11 0,36 0,07 0,22 ρ (kg/m 3 ) 831,21 745,83 774,99 760,24 µ (kg/m s) 0,0006 0,0001 0,0004 0,0003 Re 590, ,89 484, ,89 Nu 4,36 67,54 4,36 17,02 k f (W/m K) 0,16 0,14 0,12 0,12 h (W/m 2 K) 193, ,48 149,37 369,42 R f (W/m 2 K) 0,001 0,001 0,001 0,001 DTLM ( C) 112,53 25,63 U (W/m 2 C) 109,08 68,12 Q (W) 2257, ,54 A (m 2 ) 0,18 0,66 L (m) 5,69 20,39 Para completar el diseño de los intercambiadores de doble tubo se añade la Tabla 4.14, en la que se muestran los resultados del cálculo iterativo del coeficiente de película interior del segundo intercambiador. 132

145 TABLA 4.14 CÁLCULO ITERATIVO DE h i DEL SEGUNDO INTERCAMBIADOR PARÁMETROS 1ª Iteración 2ª Iteración 3ª Iteración h i supuesto (W/m 2 K) ,22 369,43 L supuesto (m) 20 20,35 20,39 T sup (ºC) 208,48 204,73 204,71 Nu 17,10 17,02 17,02 h i calculado (W/m 2 K) 371,22 369,43 369,42 L calculado (m) 20,35 20,39 20,39 La longitud del primer intercambiador será de 6 m, mientras que la del segundo será de 21 m, obteniéndose un cierto margen de seguridad que garantiza un adecuado funcionamiento de estos equipos. La longitud de ambos intercambiadores es elevada y no se disponen según un trazado recto continuo, ya que ocuparían demasiado espacio. Para solucionar esto, se adopta una disposición en batería vertical formada por tramos de 1,5 m. Por tanto, el primer intercambiador constará de una batería de 4 tramos, mientras que el segundo tendrá Calentadores eléctricos Además de los intercambiadores de calor de doble tubo, se necesitan dos (2) calentadores eléctricos para conseguir elevar la temperatura hasta 290 ºC, a la que operan ambos reactores. El calor que debe ceder el calentador a las corrientes de entrada a los reactores viene determinado por la temperatura de operación de los separadores flash, ya que limita el calor cedido en los intercambiadores. Esta función se da cuando la planta opera normalmente. Durante la puesta en marcha de la planta, estos calentadores deben elevar la temperatura de las corrientes de entrada a los reactores sin ayuda de los intercambiadores. Por tanto, se va a especificar en su diseño, el calor máximo cedido (puesta en marcha) y el que se cede en operación normal. Por otra parte, estos equipos representan un elemento fundamental en el sistema de control de la planta, como ya se ha indicado en la memoria descriptiva. 133

146 En la Tabla 4.15 se muestran los parámetros necesarios para el diseño de los calentadores eléctricos. TABLA 4.15 PARÁMETROS DE DISEÑO. CALENTADORES ELÉCTRICOS Descripción Designación Unidad de medida Calor cedido por el calentador eléctrico Q W Caudal másico de la corriente a calentar ṁ kg/s Capacidad calorífica de la corriente a calentar Cp J/kg Incremento de temperatura de la corriente T ºC Temperatura de entrada de la corriente T 1 ºC Temperatura de salida de la corriente T 2 ºC El diseño de estos equipos consiste únicamente en especificar el calor cedido por el calentador. Dicho calor se obtiene mediante un balance de energía, cuya expresión es la siguiente: Q = m Cp T = m Cp ( ) T 2 T 1 (40) Los caudales másicos (ṁ) se obtienen del balance de materia realizado anteriormente (apartado 4.2.1). Las capacidades caloríficas se obtienen de la misma forma que en el cálculo de los intercambiadores, a la temperatura media de la corriente. En cuanto a las temperaturas, la de salida del calentador (T 2 ) es 290 ºC para ambos equipos, mientras que la de entrada se obtiene del balance de energía para la operación normal de la planta (Tabla 4.9). Las temperaturas de entrada para el cálculo del calor máximo cedido por los calentadores se toman de 25 ºC y 120 ºC. Estas temperaturas son las que tendrían las corrientes de entrada a los calentadores si no operasen los intercambiadores, ni existiera recirculación (condiciones de puesta en marcha). eléctricos. En la Tabla 4.16 se muestran los resultados obtenidos para ambos calentadores Se seleccionan 2 calentadores eléctricos de 6 y 3 kw, respectivamente, por ser los calentadores comerciales cuyas potencias están más proximas a los valores obtenidos. 134

147 TABLA 4.16 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS CALENTADORES ELÉCTRICOS Estado de operación Parámetros Calentador eléctrico 1 Calentador eléctrico 2 T 1 (ºC) 170,02 263,74 T 2 (ºC) 290,00 290,00 Normal Tª media (ºC) 230,01 276,87 ṁ Cp (kj/h ºC) 87,10 35,18 Q (W) 2902,60 256,64 T 1 (ºC) 25,00 120,00 Puesta en marcha T 2 (ºC) 290,00 290,00 Tª media (ºC) 157,50 205,00 ṁ Cp (kj/h ºC) 71,23 29,76 Q (W) 5243, , Reactores El proceso de transesterificación se realiza en dos etapas. En la Tabla 4.17 se muestran los parámetros que se van a utilizar en el diseño de los dos reactores. TABLA 4.17 PARÁMETROS DE DISEÑO. REACTORES Descripción Designación Unidad de medida Diámetro del reactor D m Diámetro del agitador D a m Altura del reactor H m Concentración de FAEE C FAEE mol/l Concentración de triglicéridos C TG mol/l Concentración de bioetanol a la salida C EtOHSal mol/l Concentración de glicerina C Glic mol/l Concentración de triglicéridos a la entrada C TGEnt mol/l Concentración de triglicéridos en la salida C TGSal mol/l Velocidad de reacción r mol/l min Constante cinética k l/mol min Caudal total de entrada al reactor Q o l/min Tiempo de residencia en el reactor τ min Volumen de diseño del reactor V l Volumen de la cámara de gas V C l Volumen total del reactor V T l Velocidad de giro del agitador n rpm Potencia consumida por el agitador P W 135

148 Los dos reactores son de tanque agitado y se asumirá mezcla perfecta para su diseño. En la Figura 4.11 se muestra uno de ellos, ya que son iguales salvo por las dimensiones, que son distintas. Para obtener un mejor detalle, véase el Plano 6 del Anexo IV. FIGURA 4.11 REACTORES El diseño de ambos reactores se lleva a cabo mediante el estudio de la cinética de la reacción de transesterificación en condiciones supercríticas. La reacción tiene las siguientes peculiaridades: - La reacción de los triglicéridos se produce en 3 etapas. En la primera, los triglicéridos se descomponen en diglicéridos, para posteriormente pasar a monoglicéridos en la segunda etapa. Por último, los monoglicéridos reaccionan para dar el etil éster de ácidos grasos o biodiesel, más glicerina. Cabe destacar que en las dos primeras fases también se produce biodiesel. Estas reacciones se formulan de la siguiente forma: 136

149 TG + EtOH DG + FAEE DG + EtOH MG + FAEE MG + EtOH Glic + FAEE donde TG representa el triglicérido, EtOH el bioetanol, DG el diglicérido, FAEE el etil éster de ácidos grasos (biodiesel), MG el monoglicérido y Glic la glicerina - Se produce una reacción adicional que consiste en la esterificación de los ácidos grasos libres (FFA). La velocidad a la que se produce esta reacción es considerablemente mayor que la de la transesterificación 44, por lo que se considera que en el primer reactor se transforman todos los FFA que contiene el aceite. La reacción es la siguiente: FFA + EtOH FAEE + H 2O - Debido a que no se necesita catalizador, la alimentación puede contener agua. - La reacción más lenta es la de formación de diglicéridos a partir de triglicéridos 45. Por lo tanto, será la que influya en mayor medida en el diseño del reactor. - Las demás reacciones, incluyendo la esterificación de los FFA, se producen al mismo tiempo, por lo que no se considerarán en el estudio cinético. Una vez hechas todas estas consideraciones, se obtiene una expresión que caracterice la reacción que transforma los triglicéridos en etil éster en un sólo paso global, tal y como se muestra a continuación: TG + 3 EtOH 3FAEE + Glic Según lo expuesto anteriormente, las concentraciones de DG y MG se pueden considerar insignificantes respecto a los demás reactivos y productos de la reacción. En la bibliografía consultada sólo se obtienen estudios relativos a la presión, temperatura y composición de la mezcla metanol-aceite. Para extrapolar estos resultados al uso 44 Op. cit., D Ippolito, S. A., et al., p Ibid, p

150 de bioetanol, se hace el siguiente razonamiento a partir de las propiedades críticas de ambos alcoholes, mostradas en la Tabla TABLA 4.18 PRESIÓN Y TEMPERATURA CRÍTICA DEL METANOL Y EL BIOETANOL Presión crítica (Mpa) Temperatura crítica ( C) Metanol 8,09 239,4 Bioetanol 6,14 240,7 Fuente: Sotelo, J.L., Ovejero, G., Procesos con fluidos supercríticos. Anales de la Real Sociedad Española de Química. Octubre-Diciembre 2003, p.15. Como la temperatura crítica es bastante similar, las condiciones de temperatura que se adoptarán posteriormente para ambos reactores serán aplicables al uso de bioetanol. En cuanto a la presión en ambos reactores se adoptará la que se calcule para el metanol. Como la presión crítica del bioetanol es más baja, se podrá operar a una presión algo menor que la calculada, estando por tanto del lado de la seguridad en cuanto a la conversión alcanzada en ambos reactores. Esto es así, debido a que un aumento en la presión incrementa la solubilidad del bioetanol en el aceite. La Figura 4.12 muestra las curvas P-T para diferentes ratios molares metanol/aceite. En ella, se observa que, si a la mezcla metanol/aceite se le añade THF (tetrahidrofurano) o FAME, se consigue bajar tanto el ratio metanol/aceite como la presión de operación, obteniéndose las mismas condiciones de solubilidad. Es decir, se puede operar con unas condiciones menos severas obteniéndo las mismas ventajas que se consiguen con una presión supercrítica y con ratios metanol/aceite elevados. Este fenómeno se conoce como efecto cosolvente. La Figura 4.12 muestra como varía la presión con la temperatura según la mezcla utilizada. Las mezclas que contienen un cosolvente tienen una menor presión y un menor ratio metanol/aceite, proporcionando así un ahorro de energía. Estos cosolventes deben tener una concentración mínima para que actúen eficientemente. En el caso del FAME esta concentración es del 41% (v/v). 138

151 FIGURA 4.12 DIAGRAMA P-T DE LA MEZCLA METANOL-ACEITE. EFECTO COSOLVENTE Fuente: D Ippolito, S. A., et al. Análisis of a two step, noncatalytic, supercritical biodiesel production process with heat recovery. Energy & Fuels, 21, 2007, p Nota: MeOH:TG(X): el valor de X es el ratio de la mezcla metanol/triglicérido. Cuando se le añade THF o FAME se refiere a la sustancia que actúa como cosolvente. La curva de Antoine es para el metanol puro. En el proyecto se utiliza el FAEE como cosolvente para disminuir la presión de operación del reactor. El hecho de que tenga que haber una concentración de FAEE significativa, justifica la opción de los reactores tipo tanque agitado. En este tipo de reactores se asume mezcla perfecta, dando lugar a una concentración de FAEE constante en todo el reactor e igual a la de salida. Si se utilizara un reactor de flujo pistón, la concentración de FAEE sería muy pequeña en la zona de alimentación, aumentando esta a medida que avanza la corriente. Por lo tanto, esta opción disminuiría el efecto cosolvente del FAEE, teniéndose que incrementar la presión de operación. Las condiciones de operación se muestran en la Tabla 4.19: 139

152 TABLA 4.19 CONDICIONES DE OPERACIÓN P (Mpa) 4 T ( C) 290 Bioetanol/Aceite (mol/mol) 10 Los estudios experimentales 46 de esta reacción han mostrado que sigue una cinética de segundo orden, por lo que se obtiene la siguiente expresión: r dc dt dc dc FAEE EtOH Glic = = = 3 = 3 dt dt dc dt TG = k C TG C EtOH (41) donde r es la velocidad de la reacción de transesterificación, C FAEE es la concentración de FAEE, C EtOH es la concentración de bioetanol, C Glic es la concentración de glicerina, C TG es la concentración de triglicérido, k es la constante cinética y t es el tiempo de residencia de la mezcla en el reactor. La constante cinética se calcula utilizando los resultados obtenidos en uno de los artículos consultados 47. En la Figura 4.13 se muestra una representación de la constante cinética en función de la temperatura de reacción y de si se usa metanol o etanol en la transesterificación. En esta figura se observa el valor del parámetro dependiente de la temperatura de operación de ambos reactores, junto con el valor de la constante cinética, que se obtiene a dicha temperatura. Por tanto, la constante cinética tiene el siguiente valor: k 2,11 = e = 0,121 l mol min 46 Ibid, p Vivek Rathore. Synthesis of Biodiesel in Supercritical Fluids. Tesis, Departamento de Ingeniería Química, Instituto de Ciencia de la India, Bangalore, mayo de 2006, p

153 FIGURA 4.13 CONSTANTE CINÉTICA EN FUNCIÓN DE LA TEMPERATURA DE OPERACIÓN Y DEL ALCOHOL UTILIZADO (MeOH O EtOH) EtOH MeOH Los reactores de mezcla perfecta se diseñan utilizando la siguiente expresión: τ = C TGEnt C ( r) TGSal (42) donde τ es el tiempo de residencia en el reactor, C TGEnt y C TGSal son las concentraciones de triglicéridos en las corrientes de entrada y salida, respectivamente. El tiempo de residencia se obtiene imponiendo la conversión deseada, para que el biodiesel obtenido cumpla los objetivos de calidad, en cuanto al contenido de bioetanol y aceite. 141

154 Este valor de la conversión se fija en el 95%. Además τ depende del volumen del reactor y del caudal total que se alimenta al reactor: τ = V Q 0 (43) donde V es el volumen de líquido del reactor y Q 0 es el caudal volumétrico total que entra al reactor. A partir de (42) y (43) se obtiene una expresión que nos permite dimensionar el reactor: V Q 0 = C k C TGEnt TGSal C C TGSal EtOHSal (44) El volumen que se obtiene con la ecuación anterior es el necesario para albergar el líquido el tiempo suficiente para que se produzca la reacción con la conversión dada. Sin embargo, es necesario añadir un volumen para la cámara de gas. Este volumen se toma como un 20 % del volumen de líquido del reactor 48. V C = 0, 2 V (45) donde V C es el volumen de la cámara de gas. Por tanto, el volumen total del reactor se obtiene sumando ambos volúmenes. V = V + T V C (46) Para cerrar el cálculo del reactor de mezcla perfecta, sólo falta especificar la relación H/D, que tendrá un valor de 2, ya que se recomienda que esté entre 1 y En la Tabla 4.20 se muestran los datos necesarios para el dimensionamiento de ambos reactores, los resultados obtenidos y las medidas ajustadas para el diseño final. 48 Conesa, J. A., Diseño de reactores heterogéneos, Universidad de Alicante, 2001, p Carmo, J., Tiberiu, M., Perry s chemical engineers, Handbook, Ed. McGraw Hill, 8ª Edición, 2008, cap. 19, p

155 TABLA 4.20 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS REACTORES PARÁMETROS REACTOR 1 REACTOR 2 DATOS DE PARTIDA RESULTADOS C TGEnt (mol/l) 0,667 0,033 C TGSal (mol/l) 0,020 0,002 C EtOHSal (mol/l) 5,264 0,435 η 50 (%) k (l/mol min) 0,121 0,121 Q 0 (l/min) 0,53 0,32 Q (l/min) 0,54 0,32 H/D 2 2 MEDIDA MEDIDA CALCULADO CALCULADO AJUSTADA AJUSTADA τ (min) 51,18 66,68 361,35 372,75 V (l) 27,33 35,34 116,22 119,28 V C (l) 5,47 7,07 23,24 23,86 V T (l) 32,80 42,41 139,46 143,14 H (m) 0,55 0,60 0,89 0,90 D (m) 0,28 0,30 0,45 0,45 Cálculo de espesores Los espesores del cuerpo y el fondo se obtienen utilizando el código ASME, para acero inoxidable. Por otra parte, cabe indicar que los reactores deberán cumplir el Reaglamento de Equipos a Presión (Real Decreto 2060/2008 del 12 de noviembre), donde a través de la Instrucción Técnica Complementaria ITC-EP3 especifica que el equipo debe resistir una presión hidróstática dada por el fabricante, o en su defecto, igual a la presión de diseño, no pudiéndose superar el 90% del límite elástico del material En primer lugar, hay que definir una serie de parámetros que son necesarios para calcular los espesores: 50 La eficiencia de la reacción se ha fijado en el 95% para los 2 reactores, debido a que es un valor alcanzable y hace que el biodiesel obtenido cumpla las especificaciones requeridas. 143

156 - Presión de operación (P 0 ): mayor presión a la que trabaja el reactor. Ambos reactores operan a 40 bar (41,3 kg/cm 2 ). - Presión de diseño (P D ): esta presión debe ser mayor que la presión operación. Su valor se obtiene con la siguiente expresión: P D = max( 1,1 P ; P ;3,5) (47) Para los 2 reactores se toma una presión de diseño de 45,4 kg/cm 2. - Sobreespesor por corrosión (c): este espesor hay que añadírselo a los espesores calculados. El valor de c depende del material del que está fabricado el reactor y está comprendido entre los siguientes valores: Acero inoxidable: Acero al carbono: c = 0,8 1,5 mm c = 1,5 3,0 mm Para estar del lado de la seguridad adoptamos un valor de c = 1,5 mm. - Tensión máxima admisible (S): depende del material y de la temperatura a la que opere el reactor (en nuestro caso 290 ºC), además, dicha tensión tiene que ser superior a la presión de operación. Utilizando el código ASME VIII, Div. 1, se obtiene un valor de 907,9 kg/cm 2. - Eficiencia de soldadura (E): la unión entre chapas se realiza, normalmente, por medio de soldaduras, representando una discontinuidad en el trazado de la chapa que puede producir un aumento local de las tensiones. Además, pueden producirse defectos en la realización de la soldadura, y el calentamiento y rápido enfriamiento al que están sometidas, hacen que se consideren como una zona debilitada. El valor de E depende del tipo de soldadura y de los controles efectuados sobre ellas. El código Asme contiene tablas en las que aparece el valor de E en función de ambos 144

157 parámetros. Se elige una soldadura de tipo 1 51 y un nivel radiográfico por zonas 52, obteniéndose un valor de E = 0,85. Una vez definidos todos los parámetros se obtiene el espesor de las 2 zonas del reactor (cuerpo cilíndrico y fondo semielíptico). expresiones: Para la parte cilíndrica, el espesor será el máximo de los obtenidos con las siguientes t t PD Rint S E 0,6 P c = + D PD Rint 2 S E + 0,4 P c = + D c c (48) (49) t c = 2, 5 + c (50) Dint t c = + 2, 54 + c 1000 (51) t c = 3 (52) donde t c es el espesor de la parte cilíndrica del reactor en mm, R int es el radio interior del reactor en mm, es el diámetro interior del tanque en mm, P D y S hay que expresarlos en kg/mm 2. Para el fondo semielíptico, el espesor (t f ) se obtiene con la siguiente expresión: t PD Dint 2 S E 0,2 P f = + D c (53) En la Tabla 4.21 se muestran los resultados de los espesores calculados para ambos reactores. Estos valores se han unificado y normalizado según espesores comerciales. 51 Soldadura de tipo 1: juntas a tope hechas con doble cordón de soldadura o con otro medio con el que se obtenga la misma calidad del metal de soldadura, depositada sobre la superficie interior y exterior de la pieza. 52 Nivel radiográfico por zonas: las soldaduras son revisadas por zonas. 145

158 TABLA 4.21 RESULTADOS DE LOS ESPESORES DE LOS REACTORES REACTOR 1 REACTOR 2 CALCULADO COMERCIAL CALCULADO COMERCIAL t c (mm) 10, ,22 16 t f (mm) 10, ,81 16 Cálculo de los agitadores Los reactores son tipo tanque agitado, por lo que disponen de un agitador. La finalidad del agitador es homogeneizar la mezcla contenida en el reactor. En primer lugar, se selecciona el tipo de agitador. Esta selección se hace en función de la viscosidad del líquido contenido, según los valores de la Tabla TABLA 4.22 TIPO DE AGITADOR EN FUNCIÓN DE LA VISCOSIDAD TIPO DE AGITADOR VISCOSIDAD (cps) Hélice <1000 Turbina Paletas >20000 Fuente: McCabe, W. L., Smith, J. C., Operaciones Básicas de Ingeniería Química, Ed. Reverte, 1973, pp La viscosidad de la mezcla contenida en cada reactor es de 0,026 y 0,165 cps respectivamente, por lo que ambos agitadores serán de hélice. Las viscosidades se calculan según lo especificado en el Anexo II (los valores son tan bajos debido a la alta temperatura a la que operan los reactores, 290 ºC). Para tanques pequeños, con diámetro menor de 1,8 m, se recomienda utilizar impulsores de tipo axial sin deflectores en el tanque. Además, con el fin de evitar que el vórtice deje sin líquido el agitador, se sitúa excéntricamente e inclinado 15 º con respecto a la vertical McCabe, W. L., Smith, J. C., Operaciones Básicas de Ingeniería Química, Ed. Reverte, 1973, p

159 Una vez seleccionado el tipo de agitador, se calcula la potencia consumida. Para obtenerla, existen correlaciones empíricas en función de algunos parámetros geométricos del agitador y del tanque, además de la velocidad de giro. El problema se resuelve utilizando los siguientes números adimensionales: N Re = ρ n µ 2 D a (54) N P = ρ P 3 n D 5 a (55) N Fr = n 2 D g a (56) donde N Re es el número de Reynolds (adimensional), N P es el número de potencia (adimensional), N Fr es el número de Froude (adimensional), ρ es la densidad de la mezcla contenida en el reactor (kg/m 3 ), n es la velocidad de giro del agitador (rps), D a es el diámetro del agitador (m), µ es la viscosidad de la mezcla contenida en el reactor (kg/m s), P es la potencia consumida por el reactor (W) y g es constante gravitatoria (9,8 m/s 2 ). Para obtener el valor del N Re es necesario definir la geometría de los agitadores. De entre las distintas geometrías existentes se selecciona una hélice de 3 palas con una relación entre el paso y el diámetro de la hélice de 2, es decir, p/d a = 2. El siguiente parámetro geométrico importante es la relación entre el diámetro del agitador y el del tanque, que se tomará de 0,33, es decir, D a /D = 0,33. Además de la geometría del sistema, hay que determinar la velocidad de giro del agitador. La velocidad de giro de los agitadores de hélice debe tener un valor comprendido entre 500 y 1400 rpm, dependiendo del tamaño del tanque. Por otra parte, esta velocidad debe ser lo suficientemente elevada para conseguir un régimen turbulento en el reactor, favoreciendo así unas óptimas condiciones de mezclado. En nuestro caso, al ser las viscosidades muy bajas en ambos reactores, con una velocidad de 500 rpm se alcanza el régimen turbulento (N Re >10000) sobradamente. Al situar el agitador en posición excéntrica e inclinada, se elimina el efecto vórtice, por lo que el N Fr no influye en el diseño, ya que este parámetro limita este fenómeno. 147

160 Para cerrar el cálculo sólo es necesario obtener el NP y a partir de este, la potencia del agitador. Para ello, se utilizan gráficos que recogen los resultados de correlaciones empíricas de diferentes tipos de agitadores. En la Figura 4.14 se muestra uno de ellos, las líneas numeradas muestran el resultado de diferentes tipos de agitadores; el que se ha seleccionado se corresponde con el número 7. FIGURA 4.14 CURVAS DE NP PARA DISTINTOS TIPOS DE AGITADORES Fuente: Granger Brown, G., Operaciones Básicas de la Ingeniería Química, Ed. Marín S.A.,1965, p La potencia obtenida por este método es la que se transfiere al líquido, no estando contabilizadas las pérdidas en el eje y en el sistema de engranaje. La potencia obtenida supone un 30 % de la potencia del agitador54. En la Tabla 4.23 se muestran los resultados obtenidos. Los agitadores comerciales que se han seleccionado tienen una potencia de 0,05 CV (36,75 W) y 0,5 CV (367,5 W) respectivamente. 54 Treybal, R. E., Operaciones de Transferencia de Masa, Ed. Mc Graw Hill, 2ª Edición, 1994, p

161 TABLA 4.23 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS AGITADORES Agitador (Reactor 1) Agitador (Reactor 2) D (m) 0,30 0,45 D a (m) 0,10 0,15 ρ (kg/m 3 ) 702,41 721,59 µ (kg/m s) 2,59E-05 1,66E-04 n (rpm) N Re , ,13 N P 2,5 2,5 P (W) 9,66 75,39 P T (W) 32,2 251, Tanques de almacenamiento Son necesarios dos tanques de almacenamiento, uno de aceite y otro de bioetanol. El dimensionamiento de dichos tanques se hará asumiendo que tengan autonomía para 5 días de operación de la planta. En la Tabla 4.24 se muestran los parámetros utilizados en el diseño de ambos tanques. TABLA 4.24 PARÁMETROS DE DISEÑO. TANQUES DE ALMACENAMIENTO DE MATERIAS PRIMAS Descripción Designación Unidad de medida Diámetro del tanque D m Altura del tanque sin fondo H m Altura del fondo cónico H C m Altura total del tanque H T m Densidad del líquido contenido ρ kg/m 3 Tiempo de suministro t h Volumen del tanque sin fondo V l Volumen del fondo cónico V C l Volumen total del tanque V T l Caudal molar de suministro n mol/h Peso molecular del líquido contenido PM g/mol Ángulo del fondo cónico α grados 149

162 En la Figura 4.15 se muestran los tanques, especificando los parámetros geométricos que se han tenido en cuenta para su diseño. FIGURA 4.15 TANQUES DE ALMACENAMIENTO DE MATERIAS PRIMAS Para un tiempo de suministro de 5 días, suponiendo que la planta funcione 8 horas al día, se obtiene un tiempo de 40 horas. Con el caudal molar de aceite y bioetanol que suministra cada tanque, se puede calcular el volumen utilizando la ecuación (57) 150

163 V = n t PM ρ (57) donde V es el volumen de la parte cilíndrica del tanque (l), n es el caudal molar que suministra el tanque (mol/h), t es el tiempo de suministro para el que se diseña el tanque (h), PM es el peso molecular de la materia prima que contiene (g/mol) y ρ es la densidad del líquido contenido (kg/m 3 ). Una vez calculado el volumen de los tanques, se obtienen su altura y diámetro, suponiendo una relación H/D=3 (tomando H como la altura de la parte cilíndrica), valor típico para tanques de almacenamiento 55. Por último, se calculan las dimensiones del fondo cónico, asumiendo un ángulo α de 45º. La altura del fondo cónico se obtiene con la siguiente expresión: H C = D 2 tg(45º ) (58) donde H C es la altura del fondo cónico y D es el diámetro del tanque. El volumen del fondo cónico (V C ) se calcula de la siguiente forma: V C 2 3 D H C D = π = π (59) Los tanques se han diseñado de manera que el volumen necesario se obtenga sin contar con el fondo cónico; así, al añadir el volumen del fondo, tendremos parte del tanque vacío. Por tanto, obtendremos el volumen total del tanque, sumando el volumen sin el fondo junto con el del fondo cónico: V = V + T V C (60) donde V T es el volumen total del tanque. 55 Couper, J. R., Penney, W. R., Fair, J. R., Wallas, S. M., Chemical Process Equipment. Selection and Design. 2ª edición revisada. Butterworth-Heinemann, 1990, cap. 18, p

164 Cálculo de espesores El cálculo del espesor del cuerpo cilíndrico se realiza igual que para el reactor. Para el fondo cónico, el espesor se obtiene con la siguiente expresión: t PD Dint 2 cos( α) ( S E 0,6 P f = + D ) c (61) donde t f es el espesor del fondo cónico en mm y α es el ángulo del cono (45º para ambos tanques) En la Tabla 4.25 se muestran los resultados obtenidos para ambos tanques, junto con los valores de los parámetros utilizados en el diseño. Se hace una distinción entre los resultados obtenidos con las ecuaciones y los valores redondeados que se utilizarán finalmente, para los espesores la medida ajustada coincide con el espesor comercial de chapas de acero inoxidable. TABLA 4.25 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS TANQUES DE ALAMACENAMIENTO DE MATERIAS PRIMAS PARÁMETROS TANQUE DE ACEITE TANQUE DE BIOETANOL CALCULADO MEDIDA AJUSTADA CALCULADO MEDIDA AJUSTADA n (mol/h) 21, , PM (g/mol) 578, ρ (kg/m 3 ) t (h) V (l) 540,00 731,21 212,40 274,89 H/D H (m) 1,84 1,90 1,35 1,40 D int (m) 0,61 0,70 0,45 0,50 α (º) H C (m) 0,31 0,35 0,22 0,25 H T (m) 2,14 2,25 1,57 1,65 V C (l) 30,04 44,90 11,83 16,36 V T (l) 570,00 776,10 224,21 291,25 t c (mm) 4,74 5 4,54 5 t f (mm) 3,05 5 2,

165 Separadores flash adiabáticos La misión de estos equipos consiste en separar el bioetanol y el agua de las corrientes de salida de los reactores. Como hay dos reactores, son necesarios dos separadores flash, uno a la salida de cada uno de aquellos. La separación del bioetanol tiene por objetivo optimizar el aprovechamiento de esta materia prima, y cumplir con los requisitos de calidad del biodiesel producido, establecidos en la norma europea EN14214 de En la Figura 4.16 puede verse la forma que tienen los separadores flash, junto con los parámetros geométricos que se van a calcular: FIGURA 4.16 SEPARADORES FLASH 153

166 El cálculo de las composiciones de las corrientes de salida de los tanques, se realiza utilizando el simulador Aspen Plus (versión 2006). Para simular el proceso es necesario, en primer lugar, introducir los compuestos que no incluye la base de datos de Aspen. Estos compuestos son el triglicérido mayoritario en el aceite de microalgas (Tripalmitina) y el FAEE obtenido (Palmitato de etilo). Aspen estima las propiedades de los compuestos a partir de su estructura molecular y de algunas propiedades críticas, ambas deben ser conocidas e introducidas en el simulador. Las propiedades que necesita Aspen y sus valores para la tripalmitina y el palmitato de etilo se muestran en la Tabla TABLA 4.26 PROPIEDADES NECESARIAS PARA INTRODUCIR COMPONENTES EN ASPEN PROPIEDAD TRIPALMITINA (1) PALMITATO DE ETILO (2) T C(K) ,06 P C(bar) 5,09 11,96 V C(cm 3 /mol) ,50 ω 1,67 0,91 Z C 0,20 0,20 (1) Fuente: Mayorga, M. J., Simulación y estudio del reactor en el proceso de hidrogenación de aceite de girasol en condiciones supercríticas, Proyecto Fin de Carrera, Universidad Politécnica de Cataluña, septiembre de 2008, p.32. (2) Fuente: Torrens, Vargas, Telles, Mariano, Ordoñez, Biodiesel from microalgae. The effect of fuel properties on pollutant emission, Thermal Engineering, Vol. 7, nº 2, Diciembre 2008, p.39. La Figura 4.17 representa el esquema del circuito que se quiere simular, incluyendo equipos y corrientes. Una vez generado el esquema del proceso, se especifica la corriente de entrada y las condiciones de operación del separador flash, junto con el método termodinámico. 154

167 Se ha utilizado Soave-Redlich-Kwong como método termodinámico, ya que es apropiado para mezclas de sustancias altamente polares como son las que componen la corriente de entrada al equipo. FIGURA 4.17 ESQUEMA PARA RESOLVER EL SEPARADOR FLASH EN ASPEN VAPOR ALIMENT FLASH1 LIQUIDO La Tabla 4.27 muestra los resultados que se obtienen con Aspen al simular el proceso. Los resultados obtenidos en esta tabla se utilizan en el balance de materia (Tabla 4.5). Además de esto, los porcentajes de cada componente en las corrientes de salida obtenidos con respecto a lo que entra en la simulación del primer separador flash, se aplican al segundo separador flash Guzmán, M., Orellana, C., Osorio, P., Diseño Conceptual del Proceso de Producción de Biodiesel mediante Metanol Supercrítico en dos etapas, asistido por computador. Facultad de Ciencias Físicas y Matemáticas, Departamento de Ingeniería Mecánica. Universidad de Chile, 2006, p

168 TABLA 4.27 RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN. SEPARADOR FLASH TABLA DEL BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍA Corriente ALIMENT LIQUIDO VAPOR Desde FLASH1 FLASH1 Hacia FLASH1 Fase LIQUIDO LIQUIDO VAPOR PROPIEDADES Flujo molar kmol/h BIOETANOL 0,17 0,01 0,16 GLICERINA 0,01 0,01 1,34E-03 TRIPALMITINA 6,40E-04 6,40E-04 1,03E-11 AGUA 0,03 8,06E-04 0,03 FAEE 0,04 0,04 1,24E-05 Flujo total kmol/h 0,25 0,07 0,19 Flujo total kg/h 22,69 14,82 7,87 Flujo total l/min 0,56 0,32 99,79 Temperatura K Presión atm 39,48 0,99 0,99 Fracción de vapor Fracción de líquido Fracción de sólido Entalpía cal/mol ,17-1,65E ,68 Entalpía cal/g -1000,12-762, ,51 Entropía cal/mol K -129,32-317,92-42,56 Entropía cal/g K -1,45-1,47-1,01 Densidad mol/cc 7,63E-03 3,55E-03 3,10E-05 Densidad g/cc 0,68 0,77 1,31E-03 Promedio MW (1) 89,15 216,15 42,33 Volumen líquido 60F l/min 0,44 0,28 0,16 (1) Representa el peso molecular promedio. El dimensionamiento de los separadores flash se hace a partir de las siguientes consideraciones empíricas 57 : - La relación H/D tiene que estar comprendido entre 2,5 y 5. - La altura entre separador de gotas y la salida del gas (H S ) tiene que ser como mínimo de 12 (0,3 m). 57 Op. Cit., Couper, J. R., cap. 18, p

169 - El separador de gotas tiene un espesor (H SG ) comprendido entre 4 y 12 (0,1 0,3 m). - La distancia entre la entrada de la mezcla liquido/vapor y el separador de gotas (H D ) está comprendida entre 12 y 18 (0,3 0,45 m). - La altura entre la entrada al tanque y el nivel de líquido (H E ) tiene que ser como mínimo de 12 (0,3 m). - El nivel de líquido (H L ) se obtiene imponiendo un tiempo de retención del líquido en caso de parada de la alimentación. Este tiempo debe estar comprendido entre 5 y 20 minutos. En la Figura 4.18 se muestran las distintas alturas especificadas anteriormente. FIGURA 4.18 DIMENSIONES GENERALES DE LOS SEPARADORES FLASH 157

170 En primer lugar, se estima el diámetro del tanque. Esta estimación se realiza utilizando el siguiente parámetro adimensional: F LV m L = m V ρv ρ L (62) donde F LV es el factor de separación líquido-vapor, ṁ L es el caudal másico de líquido, ṁ V es el caudal másico de vapor, ρ L es la densidad del líquido y ρ V es la densidad del vapor. la Figura Con el valor de F LV se obtiene el factor de velocidad de separación (K V ), con la ayuda de FIGURA 4.19 FACTOR DE VELOCIDAD DE SEPARACIÓN Fuente: Couper, J. R., Penney, W. R., Fair, J. R., Wallas, S. M., Chemical Process Equipment. Selection and Design. 2ª edición revisada. Butterworth-Heinemann, 1990, cap. 18, p Nota: el valor de K V se obtiene en ft/s. En cuanto a la nomenclatura de la figura: W l = ṁ L, W v = ṁ V, P v = ρ V y P l = ρ L A continuación, se calcula la velocidad máxima de separación (v max ): v max = K V ρ L ρv ρ V (63) 158

171 El siguiente paso consiste en determinar el área transversal mínima del tanque (A min ): A min = mv ρv vmax (64) Con valor del A min, se obtiene el diámetro mínimo del tanque (D min ), utilizando la siguiente expresión: D min = 4 A π min (65) Una vez estimado el D min, se determinan las alturas a partir de las consideraciones empíricas especificadas anteriormente. Todas las alturas son independientes del diámetro, excepto el nivel de líquido (H L ), que se obtiene con la siguiente expresión: H L = 4 m L t 2 ρ L π D (66) donde t es el tiempo de retención de líquido en caso de parada de alimentación (20 min) y D es el diámetro del separador flash. Por último, se seleccionan H SG, H D y t de entre los posibles valores especificados, de manera que la relación H/D esté dentro del rango 2,5 5. En la Tabla 4.28 se muestran los datos utilizados, junto con los resultados obtenidos y las medidas ajustadas. Además, se añaden los espesores calculados y comerciales de las chapas de ambos separadores, que han sido obtenidos siguiendo el procedimiento dado en el diseño de los reactores. 159

172 TABLA 4.28 RESULTADO DEL DISEÑO DE LOS SEPARADORES FLASH PARÁMETROS SEPARADOR FLASH 1 SEPARADOR FLASH 2 DATOS DE PARTIDA ṁ L (kg/h) 14,94 13,56 ṁ V (kg/h) 7,73 0,37 ρ L (kg/m 3 ) 833,86 818,84 ρ V (kg/m 3 ) 1,30 1,39 Q L (m 3 /s) 4,98E-06 4,60E-06 Q V (m 3 /s) 1,65E-03 7,34E-05 CALCULADO MEDIDA AJUSTADA CALCULADO MEDIDA AJUSTADA F LV 0,08 1,52 K V (ft/s) 0,40 0,10 v max (m/s) 2,84 0,68 A min (m 2 ) 0, ,00011 D min (m) 0,09 0,04 D (m) 0,30 0,3 0,30 H D (m) 0,30 0,30 0,3 RESULTADOS H SG (m) 0,10 0,10 H S (m) 0,30 0,30 H E (m) 0,30 0,30 t (s) H L (m) 0,08 0,08 H T (m) 1,10 1,2 1,09 1,2 H/D 3,67 4 3,65 4 V (l) 77,79 84,82 77,34 84,82 t c (mm) 4,34 5 4,34 5 t f (mm) 2,03 5 2, Separadores líquido-líquido Las fases líquidas provenientes de ambos separadores flash se alimentan cada una a un separador líquido-líquido. Estos separadores son de tipo horizontal, con forma cilíndrica. La corriente de alimentación contiene FAEE, glicerina, aceite, bioetanol y agua. 160

173 Para el diseño del separador se va a suponer que los componentes principales son el FAEE y la glicerina, siendo estos inmiscibles. Las composiciones de las corrientes de salida (Fase ligera y Fase pesada), se van a determinar utilizando el simulador Aspen Plus (versión 2006). En la Tabla 4.29 se muestran los parámetros utilizados en el diseño de ambos separadores. TABLA 4.29 PARÁMETROS DE DISEÑO. SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO Descripción Designación Unidad de medida Diámetro del decantador D m Longitud del decantador L m Diámetro hidráulico D h m Arco mojado por la fase continua S 2 m Longitud transversal de superficie de líquido l m Distancia de sedimentación H m Tiempo de residencia t s Área transversal que ocupa la fase continua A 2 m 2 Área transversal que ocupa la fase dispersa A 1 m 2 Caudal de la fase pesada Q p m 3 /s Caudal de la fase ligera Q l m 3 /s Caudal de la fase continua Q C m 3 /s Caudal de la fase dispersa Q D m 3 /s Caudal total alimentado Q T m 3 /s Densidad de la fase pesada (Glicerina) ρ p kg/m 3 Densidad de la fase ligera (FAEE) ρ l kg/m 3 Densidad de la fase continua ρ C kg/m 3 Densidad de la fase dispersa ρ d kg/m 3 Viscosidad de la fase pesada µ p kg/m s Viscosidad de la fase ligera µ l kg/m s Viscosidad de la fase continua µ C kg/m s Velocidad lineal de la fase continua u C m/s Ángulo característico θ rad Número de Reynolds Re Adimensional Módulo de dispersión Ψ Adimensional En la Figura 4.20 puede verse la forma que tienen los separadores líquido-líquido, junto con los parámetros geométricos que se van a calcular: 161

174 ENTRADA FIGURA 4.20 SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO SALIDA FASE LIGERA SALIDA FASE PESADA En primer lugar, se obtienen las composiciones de las corrientes de salida del primer separador, utilizando Aspen. Se va a simular el primer separador y con los coeficientes de reparto obtenidos se calcularán las composiciones de las corrientes del segundo separador 58. Los componentes que no contiene la base de datos se añaden de la misma forma que se explico en el diseño de los separadores flash. El esquema del proceso que se introduce en Aspen se muestra en la Figura FIGURA 4.21 ESQUEMA PARA RESOLVER EL SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO EN ASPEN SEPARLL ALI MENT FLI GERA FPESADA 58 Op. Cit., Gúzman, M. et al., p

175 Las temperaturas de operación de ambos separadores están determinadas por la temperatura de operación del separador flash que los precede, siendo ésta de 120 ºC. La presión de operación es 1 bar. En la Tabla 4.30 se muestran los resultados obtenidos en la simulación del separador líquido-líquido utilizando Aspen. TABLA 4.30 RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN. SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO TABLA DEL BALANCE DE MATERIA Y ENERGÍA Corriente ALIMENT FLIGERA FPESADA Desde SEPARLL SEPARLL Hacia SEPARLL Fase LIQUIDO LIQUIDO LIQUIDO PROPIEDADES Flujo molar kmol/h BIOETANOL 0,01 0,01 1,28E-03 GLICERINA 0,01 1,99E-03 0,01 TRIPALMITINA 6,40E-04 6,40E-04 0,00 AGUA 8,10E-04 4,24E-04 3,85E-04 FAEE 0,04 0,04 5,94E-11 Flujo total kmol/h 0,07 0,06 0,99 Flujo total kg/h 14,95 13,95 0,01 Flujo total l/min 0,32 0,31 0,01 Temperatura K Presión atm 0,99 0,99 0,99 Fracción de vapor Fracción de líquido Fracción de sólido Entalpía cal/mol -1,64E+05-1,69E+05-1,40E+05 Entalpía cal/g -769,35-709, ,04 Entalpía cal/s -3195, ,84-458,73 Entropía cal/mol K -313,74-354,99-118,88 Entropía cal/g K -1,47-1,48-1,40 Densidad mol/cc 3,60E-03 3,16E-03 0,01 Densidad g/cc 0,77 0,76 1,17 Promedio MW (1) 213,51 239,59 84,66 Volumen líquido 60F l/min 0,28 0,27 0,01 (1) Representa el peso molecular promedio. A partir de esta tabla de resultados que proporciona Aspen, se obtienen los coeficientes de reparto y, por tanto, el porcentaje en peso de cada componente en la corriente de entrada que salen por la fase pesada y ligera. Este dato es indispensable en el balance de materia de la planta, ya realizado (Tabla 4.5). 163

176 El dimensionamiento de estos equipos se aborda considerando que uno de los dos líquidos sedimenta en el otro. La determinación de la fase dispersa (fase que sedimenta) y continua es, por tanto, la primera etapa del diseño. Para determinar esto, es necesario calcular el módulo de dispersión Ψ, y atender a los criterios especificados por Selker y Sleicher 59. El cálculo de dicho módulo se realiza con la siguiente ecuación: ψ = Ql Q p ρ l µ p ρ p µ l 0,3 (67) donde Q l es el caudal de la fase ligera en m 3 /s, Q p es el caudal de la fase pesada en m 3 /s, ρ l es la densidad de la fase ligera en kg/m 3, ρ p es la densidad de la fase pesada en kg/m 3, µ l es la viscosidad de la fase ligera en kg/m s y µ p es la viscosidad de la fase pesada en kg/m s. Los criterios para evaluar la fase que dispersa se muestran en la Tabla TABLA 4.31 CRITERIO DE SEDIMENTACIÓN. VALORES DEL MÓDULO DE DISPERSIÓN Ψ Resultado <0,3 Siempre dispersa la fase ligera 0,3-0,5 Probablemente dispersa la fase ligera 0,5-2,0 Inversión de fases probable, diseñar para el peor de los casos 2,0-3,3 Probablemente dispersa la fase pesada >3,3 Siempre dispersa la fase pesada Fuente: Selker y Sleicher (1965) Para el primer separador se obtiene un valor de Ψ de 30,8, siendo el valor para el segundo separador de 139,8. Por tanto, en ambos equipos la fase dispersa es la pesada, es decir, la glicerina. Una vez obtenida la fase dispersa, se determina el caudal total que entra al separador, con ayuda del balance de materia. 59 Selker, A. H., Sleicher Jr., C. A. Factors a.ecting which phase will disperse when immiscible liquids are stirred together. Canadian Journal of Chemical Engineering, 43, 1965, pp

177 A partir de aquí, hay dos opciones para completar el diseño. La primera, que se muestra en el Anexo III, se ha desechado por no dar resultados adecuados para las condiciones y sustancias que se tienen en el equipo. Este método consiste en igualar el tiempo que tarda la fase dispersa en sedimentar sobre la fase continua al tiempo que tarda la fase continua en recorrer horizontalmente el separador. Este metodo proporciona resultados extremadamente pequeños, debido a que no contempla el tiempo necesario para romper la emulsión que se forma entre ambas fases. Esto repercute en un tiempo de residencia en el equipo insuficiente, y por lo tanto, en unas dimensiones del equipo inadecuadas para la óptima separación de las fases. La segunda opción consiste en determinar un tiempo de residencia en el equipo a partir de datos experimentales. Este tiempo necesario para que se produzca la separación se estima en una hora 60, debido a que, al operar a 120 ºC, disminuye la viscosidad de la mezcla y la separación es más rápida. Una vez obtenido el tiempo de residencia y el caudal total que entra en el separador, se obtiene el volumen del equipo utilizando la siguiente expresión. V = Q T t (68) donde V es el volumen del separador líquido-líquido, Q T es el caudal total que entra al separador y t es el tiempo de residencia de la mezcla en el equipo. A continuación, se obtienen las dimensiones del tanque, sabiendo que se debe cumplir lo siguiente para que la separación sea óptima: - Se selecciona un valor L/D de 3 de entre el rango de valores permitidos (2,5-5) 61 - Es necesario minimizar el efecto del flujo lateral que se produce en el interior del separador, debido a la velocidad lineal de la fase continua. Este fenómeno se evalúa mediante el número de Reynolds, expresado en términos de la fase continua y del diámetro hidráulico. A continuación, se muestra la expresión de este número de 60 Se adopta este tiempo en función a los estudios realizados por Hervé, J., Diseño conceptual de una planta de Biodiesel, Memoria para optar al título de Ingeniero Civil Mecánico, Universidad de Chile, agosto de 2007 p. 144, y por Ardila, J. E., León, A. N., Caracterización del biodiesel producido a partir de aceite de higuerilla y evaluación de las variables de proceso sobre el porcentaje de glicerina, Virtualpro, nº 103, agosto 2010, Bogotá, Colombia, p Op cit, Couper, J. R., et al, capítulo 18, p

178 Reynolds y la Tabla 4.32 que recoge los criterios para evaluar el efecto de flujo lateral 62. N Re = D h u C ρc µ C (69) donde N Re es el Reynolds, D h es el diámetro hidráulico de la sección de paso de la fase continua, u C es la velocidad de la fase continua, ρ C es la densidad de la fase continua y µ C es la viscosidad de la fase continua. TABLA 4.32 EFECTOS DEL FLUJO LATERAL Re Efecto del flujo lateral <5.000 Problemas no significativos Algún inconveniente Problemas importantes > Rendimientos de separación muy bajos Por tanto, conviene que el equipo opere con un N Re <5000 para que no existan problemas ocasionados por el efecto del flujo lateral de la fase continua. Hay que tener en cuenta que las propiedades para la fase continua y dispersa coinciden con la fase ligera y pesada, respectivamente, según el análisis de dispersión realizado anteriormente. Para calcular el N Re de la fase continua, es necesario obtener el valor del área transversal del tanque que está ocupada por dicha fase, además de otras dimensiones que se muestran en la Figura En ella, se puede apreciar la sección transversal del separador líquido-líquido, en la que aparecen algunos parámetros útiles en el diseño. 62 Ibid, capítulo 18, p

179 FIGURA 4.22 SECCIÓN TRANSVERSAL DEL SEPARADOR LÍQUIDO-LÍQUIDO A continuación, se muestran las expresiones y tablas necesarias para obtener los parámetros que cierran el cálculo de las dimensiones del separador líquido-líquido. u C = Q C A 2 (70) A 1 = Q Q D T π D 4 2 (71) A 2 = Q Q C T π D 4 2 (72) l = D sen θ ( / 2) (73) θ S 2 = D π 2 2 H θ = π 2 arcsen 1 D D 4 A = h + 2 ( l S ) 2 (74) (75) (76) donde Q C es el caudal de la fase continua, Q D es el caudal de la fase dispersa, D es el diámetro del separador, los parámetros geométricos H, l, A 1, A 2, S 2 y θ se definen en la Figura 4.22 y los ángulos se expresan en radianes. 167

180 TABLA 4.33 RELACIÓN H/D EN FUNCIÓN DEL VOLUMEN OCUPADO POR LA FASE CONTINUA H/D Fracción de volumen ocupado en equipos cilíndricos horizontales Fracción de Volumen H/D Fracción de Volumen H/D Fracción de Volumen H/D Fracción de Volumen 0,01 0, ,26 0, ,51 0, ,76 0, ,02 0, ,27 0, ,52 0, ,77 0, ,03 0, ,28 0, ,53 0, ,78 0, ,04 0, ,29 0, ,54 0, ,79 0, ,05 0, ,30 0, ,55 0, ,80 0, ,06 0, ,31 0, ,56 0, ,81 0, ,07 0, ,32 0, ,57 0, ,82 0, ,08 0, ,33 0, ,58 0, ,83 0, ,09 0, ,34 0, ,59 0, ,84 0, ,10 0, ,35 0, ,60 0, ,85 0, ,11 0, ,36 0, ,61 0, ,86 0, ,12 0, ,37 0, ,62 0, ,87 0, ,13 0, ,38 0, ,63 0, ,88 0, ,14 0, ,39 0, ,64 0, ,89 0, ,15 0, ,40 0, ,65 0, ,90 0, ,16 0, ,41 0, ,66 0, ,91 0, ,17 0, ,42 0, ,67 0, ,92 0, ,18 0, ,43 0, ,68 0, ,93 0, ,19 0, ,44 0, ,69 0, ,94 0, ,20 0, ,45 0, ,70 0, ,95 0, ,21 0, ,46 0, ,71 0, ,96 0, ,22 0, ,47 0, ,72 0, ,97 0, ,23 0, ,48 0, ,73 0, ,98 0, ,24 0, ,49 0, ,74 0,7934 0,99 0, ,25 0, ,50 0, ,75 0, ,0 1,00000 En la Tabla 4.34 aparecen los valores de los parámetros utilizados para el diseño, junto con los resultados obtenidos y las dimensiones ajustadas para ambos separadores líquidolíquido. Además, se añaden los espesores calculados y comerciales de las chapas de ambos separadores, que han sido obtenidos como se muestra en el diseño de los reactores. 168

181 TABLA 4.34 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS SEPARADORES LÍQUIDO-LÍQUIDO PARÁMETROS SEPARADOR LÍQUIDO- LÍQUIDO 1 SEPARADOR LÍQUIDO- LÍQUIDO 2 Q l (m 3 /s) 4,73E-06 4,55E-06 Q p (m 3 /s) 2,43E-07 5,13E-08 µ p (kg/m s) 0,0064 0,0064 DATOS PARTIDA µ l (kg/m s) 0,0010 0,0010 Q T (m 3 /s) 4,98E-06 4,60E-06 ρ p (kg/m 3 ) 1200, ,69 ρ l (kg/m 3 ) 814,25 814,25 t (s) L/D 3 3 CALCULADO MEDIDA AJUSTADA CALCULADO MEDIDA AJUSTADA Ψ 30, , Fase dispersa Glicerina --- Glicerina --- Fase continua Biodiesel --- Biodiesel --- H (m) 0, , u c (m/s) 0, , θ (rad) 1, , RESULTADOS S 2 (m) 0, , l (m) 0, , D h (m) 0, , N Re 24, , V (l) 17,93 18,85 16,56 18,85 D (m) 0,197 0,2 0,192 0,2 L (m) 0,590 0,6 0,575 0,6 t c (mm) 4,24 5 4,24 5 t f (mm) 1,86 5 4,24 5 Como puede comprobarse el Re es mucho menor que 5000, por lo que no existen problemas debido al flujo lateral de la fase continua en el interior del separador. 169

182 Condensador Tanto el bioetanol como el agua recuperada, se encuentran en estado gaseoso, ya que las condiciones de salida de los separadores flash son de 120 ºC y 1 bar. Para poder recircular el bioetanol al proceso es necesario condensarlo, por lo que las corrientes gaseosas de los separadores flash se unen y se llevan a un condensador. En principio se diseñará el condensador como un intercambiador de doble tubo horizontal, y si las dimensiones calculadas son demasiado grandes, se utilizará uno de carcasa y tubo. Como líquido refrigerante encargado de absorber el calor de la fase vapor, se utilizará agua y circulará por el tubo exterior, mientras que la corriente a condensar circulará por el tubo interior. En la Tabla 4.35 se muestran los parámetros utilizados en el diseño del condensador. TABLA 4.35 PARÁMETROS DE DISEÑO. CONDENSADOR Descripción Designación Unidad de medida Diámetro interno del tubo exterior D INT m Diámetro externo del tubo interior D e m Diámetro interno del tubo interior D i m Diámetro interno del tubo de alimentación D m Longitud del condensador L m Longitud total de tubo (alimentación + condensador) L T m Área transversal de paso del anillo exterior A T m 2 Área de transferencia A m 2 Caudal másico de agua ṁ A kg/s Caudal másico de bioetanol ṁ ET kg/s Caudal másico de agua refrigerante ṁ ref kg/s Flujo másico equivalente G e kg/s m 2 Media aritmética del flujo másico de líquido Ḡ L kg/s m 2 Media aritmética del flujo másico de gas Ḡ g kg/s m 2 Caudal volumétrico alimentado al condensador Q v m 3 /s Velocidad de flujo agua refrigerante v ref m/s Velocidad de flujo de la alimentación v m/s Constante gravitatoria g m/s 2 Temperatura de entrada de la fase gaseosa T 1 ºC Temperatura de salida de la fase gaseosa T 2 ºC 170

183 TABLA 4.35 (continuación) PARÁMETROS DE DISEÑO. CONDENSADOR Descripción Designación Unidad de medida Temperatura de entrada del agua refrigerante t 1 ºC Temperatura de salida del agua refrigerante t 2 ºC Diferencia de temperaturas logarítmica media DTLM ºC Coeficiente global de transferencia U W/m 2 K Coeficiente de película exterior h e W/m 2 K Coeficiente de película interior h i W/m 2 K Factor de ensuciamiento exterior R fe m 2 K/W Factor de ensuciamiento interior R fi m 2 K/W Conductividad térmica del bioetanol gas k fet W/m K Conductividad térmica del agua de refrigeración k ref W/m K Calor latente de vaporización del agua λ A kj/kg Calor latente de vaporización del bioetanol λ ET kj/kg Factor de ensuciamiento exterior R fe W/m 2 ºC Factor de ensuciamiento interior R fi W/m 2 ºC Capacidad calorífica del bioetanol gas C PETv kj/kg ºC Capacidad calorífica del bioetanol líquido C PETl kj/kg ºC Capacidad calorífica del vapor de agua C PAv kj/kg ºC Capacidad calorífica del agua líquida C PAl kj/kg ºC Capacidad calorífica del agua de refrigeración C Pref kj/kg ºC Calor total intercambiado en el condensador Q T W Calor necesario para enfriar el bioetanol vapor Q enfetv W Calor necesario para condensar el bioetanol Q condet W Calor necesario para enfriar el vapor de agua Q enfav W Calor necesario para condensar el agua Q conda W Calor necesario para enfriar el agua líquida Q enfal W Viscosidad del bioetanol líquido µ ETl kg/m s Viscosidad del agua líquida µ ref kg/m s Densidad del agua líquida ρ A kg/m 3 Densidad del bioetanol líquido ρ ETl kg/m 3 Densidad de la mezcla alimentada al condensador ρ kg/m 3 Densidad del agua de refrigeración ρ ref kg/m 3 Pérdida de carga a suministrar por la bomba. P mmhg Factor de fricción f Adimensional Número de Reynolds Re Adimensional Número de Prandtl Pr Adimensional 171

184 En la Figura 4.23 se muestra el condensador junto con los parámetros geométricos calculados en el diseño. FIGURA 4.23 CONDENSADOR Se va a considerar que los mecanismos de transferencia de calor fundamentales en el condensador, son la convección y el cambio de fase. Además, se desprecian la resistencia por conducción en el tubo y las pérdidas de calor al ambiente. Al circular el agua refrigerante por el tubo exterior no es necesario aislar térmicamente el equipo, ya que no alcanzará una tempreratura superior a 50 ºC. Cabe indicar que la corriente de entrada al condensador está formada mayoritariamente por bioetanol. En efecto, los caudales de entrada son 7,60 kg/h de bioetanol y 0,49 kg/h de agua. En el proceso de cálculo se va a considerar que cada sustancia condensa a su temperatura de condensación, sin que afecte el hecho de estar en una mezcla 63. Además de esto, se van a tener en cuenta todos los fenómenos que lleven implícito un intercambio de calor, despreciando sólo los que lleven asociado un flujo de calor muy pequeño en relación al resto. A continuación, se plantea el balance de energía en el condensador. El calor que hay que extraer de la fase gas es el necesario para bajar la temperatura del bioetanol desde 120 hasta 75 ºC 64, más el necesario para condensarlo. Además de esto, se debe contabilizar el calor que hay que extraer para bajar la temperatura del vapor de agua de 120 a 100 ºC, junto con el 63 Es decir, se supone que la mezcla de bioetanol y agua es ideal, y con ello que la entalpía de mezcla es cero. 64 La temperatura de condensación del bioetanol es 78,5ºC, pero se diseña el equipo de forma que sea capaz de enfriar el bioetanol hasta 75 ºC, para obtener un cierto margen de seguridad. 172

185 calor de condensación, y el necesario para enfriarlo de 100 a 75 ºC. Las ecuaciones del balance de energía, junto con la que modela la transferencia de calor en el equipo, se exponen a continuación: Q enfetv = m ET C PETv ( T ) 1 T 2 (77) Q = condet m ET λ ET (78) Q enfav = m A C ( T 1 100) PAv (79) Q conda = m A λ A (80) Q enfal = m A C PAl ( 100 T2 ) (81) Q = Q + Q + Q + Q + Q T enfetv condet enfav conda enfal (82) Q T = m ref C Pr ef ( t t ) 1 2 (83) Q T = U A DTLM (84) donde Q T es el calor total transferido en el condensador, Q enfetv es el calor que es necesario extraer del bioetanol gas para enfriarlo desde 120 ºC a su temperatura de condensación, Q condet es el calor de condensación del bioetanol, Q enfav es el calor que es necesario extraer del vapor de agua para enfriarlo desde 120 ºC a su temperatura de condensación, Q conda es el calor de condensación del agua, Q enfal es el calor que es necesario extraer del agua líquida para enfriarla desde su temperatura de condensación hasta la temperatura de salida del condensador (75ºC), ṁ ET es el caudal másico de bioetanol, ṁ A es el caudal másico de agua, ṁ ref es el caudal másico de agua de refrigeración, C PETv es la capacidad calorífica del bioetanol vapor, C PAv es la capacidad calorífica del vapor de agua, c PAl es la capacidad calorífica del agua líquida, C Pref es la capacidad calorífica del agua de refrigeración, λ ET es el calor latente de vaporización del bioetanol a 75 ºC (838,4 kj/kg), λ A es el calor latente de vaporización del agua a 100 ºC (2254,4 kj/kg), T 1 es la temperatura de entrada de la fase vapor, T 2 es la temperatura de salida del líquido condensado (75 ºC), t 1 es la temperatura de entrada del agua de refrigeración (25 ºC), t 2 es la temperatura de salida del agua de refrigeración, U es el coeficiente global de transferencia de calor, A es el área de intercambio de calor y DTLM es la diferencia de temperatura logarítmica media. 173

186 Los calores específicos del agua y el bioetanol, tanto líquido como gaseoso, se obtienen según se indica en el Anexo II. En la Tabla 4.36 se muestran los calores de los distintos fenómenos que tienen lugar en el tubo interior del condensador. TABLA 4.36 CALORES DE LOS FENÓMENOS QUE SE DAN EN EL CONDENSADOR Enfriamiento del vapor de agua Enfriamiento del bioetanol gas Condensación del vapor de agua Condensación del bioetanol gas Enfriamiento del agua líquida Q (W) 5,66 156,99 309, ,39 14,46 TOTAL 2256,35 El caudal de agua refrigerante se va a estimar asumiendo un incremento de temperatura del agua de refrigeración de 10 ºC. Con este incremento y utilizando la ecuación (83), se determina el caudal másico de agua, dando un valor de 194,2 kg/h. El siguiente paso consiste en calcular el diámetro de los tubos del condensador. El diámetro nominal del tubo interior será de ½, ya que es el que hace que la velocidad de flujo del gas sea próxima a 10 m/s, favoreciendo así el intercambio de calor. El diámetro del tubo exterior (por el que circula el agua de refrigeración) se obtiene seleccionando una velocidad de flujo que esté entre 1 y 2 m/s 65. Se toma un valor de 1,5 m/s y se determina el área transversal del tubo mediante la siguiente expresión. A T = mref v ρ A (85) donde A T es el área transversal del tubo por el que circula el agua de refrigeración, v es la velocidad del agua en el conducto (1,5 m/s) y ρ A es la densidad del agua (1000 kg/m 3 ). Se obtiene un valor del área transversal de paso de 36,1 mm 2. El diámetro interno del tubo exterior se calcula despejándolo de la expresión del área del anillo: 65 Ludwig, E., Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Gulf Professional Publishing, 3ª Edición, Volumen 3, 2001, p

187 A T 2 2 = π ( DEXT De ) (86) 4 donde D EXT es el diámetro interno del tubo exterior y D e es el diámetro externo del tubo interior, cuyo diámetro nominal es de ½, siendo D e igual a 21,34 mm. El valor del diámetro interno obtenido es de 22,39 mm. El diámetro normalizado que más se aproxima al calculado es el de 1, que equivale a un diámetro interior de 26,64 mm, un diámetro exterior de 33,4 mm y un espesor de 3,38 mm (Schedule 40). En la Tabla 4.37 se muestran los caudales másicos, las temperaturas de entrada y salida de cada corriente, el calor total intercambiado y el diámetro de los tubos que forman el condensador. Todos estos datos son necesarios para el diseño termodinámico del condensador. TABLA 4.37 DATOS NECESARIOS PARA EL DISEÑO TERMODINÁMICO DEL CONDENSADOR CORRIENTE Bioetanol + Agua (Vapor) Agua refrigeración CAUDAL MÁSICO (Kg/h) BIOETANOL Q T (W) 2256,35 AGUA Tª ENTRADA (ºC) Tª SALIDA (ºC) DISPOSICIÓN DN (") DIÁMETROS Di (mm) De (mm) 7,6 0,5 120,0 75,0 Tubo interior ½ 15,8 21,3 2,8 0,0 194,2 25,0 35,0 Tubo exterior 1 26,6 33,4 3,4 e (mm) El objetivo del método de cálculo que se está siguiendo es obtener los coeficientes de película en el interior y en el exterior del tubo interno, para posteriormente calcular el coeficiente global de transferencia de calor (U). U = 1 h e R fi + Di D e 1 + R fe De D i + h i (87) donde h e es el coeficiente de película exterior, h i es el coeficiente de película interior, R fe es el factor de ensuciamiento exterior, R fi es el factor de ensuciamiento interior, D e es el diámetro exterior del tubo interno y D i es el diámetro interior del tubo interno. 175

188 Como puede verse en la Tabla 4.36, el calor que es necesario extraer de la corriente gaseosa proviene de 5 fenómenos distintos. Se va a utilizar un método de cálculo en el que se obtendrá el coeficiente de película para cada proceso por separado. Con esto se podrá calcular el área de intercambio necesaria para cada fenómeno. Para simplificar el cálculo se asume que el área de intercambio necesaria para el enfriamiento del vapor de agua y del agua líquida es despreciable, debido al bajo flujo de calor involucrado en estos fenómenos. Por tanto, para obtener el área total de intercambio se realizan los siguientes pasos: 1.- Cálculo del coeficiente de película exterior. En primer lugar se obtiene el número de Reynolds para determinar el régimen de flujo. ρ ref vref ( DEXT De ) Re = µ ref (88) donde ρ ref es la densidad del agua de refrigeración (1000 kg/m 3 ), v ref es la velocidad de flujo del agua y µ ref es la viscosidad del agua de refrigeración. Todas las propiedades se evalúan a la temperatura media de la corriente (30 ºC) Con estos datos se obtiene un Re de 2071,8, por lo que el régimen de flujo es laminar. Por tanto, el Nusselt es 4,36 66, como se muestra en el diseño de los intercambiadores de calor (apartado 4.2.3). Una vez calculado el Nu se obtiene el coeficiente de película exterior mediante la siguiente expresión: h e = ( D Nu k EXT fref D e ) (89) donde k fref es la conductividad térmica del agua de refrigeración. 2.- Cálculo de los h i relativos a las condensaciones del vapor de agua y del bioetanol gaseoso. Para ello se utiliza la correlación de Akers 67, indicada para la condensación en 66 Ver referencia Op cit, Ludwig, E., p

189 el interior de tubos horizontales. Para hacer uso de está correlación es necesario calcular un parámetro (G e ) denominado flujo másico equivalente en el interior del tubo. G e = G L + G g ρ L ρ g 1/ 2 (90) donde Ḡ L es la media aritmética del flujo másico de líquido entre la entrada y la salida del condensador, Ḡ g es la media aritmética del flujo másico de gas entre la entrada y la salida del condensador, ρ L es la densidad del líquido a la temperatura de condensación y ρ g es la densidad del gas a la temperatura de condensación. La Figura 4.24 muestra los resultados experimentales de la correlación de Akers, y en ella se representa el número de Reynolds frente a un parámetro ϕ, a partir del cuál se obtendrá el coeficiente de película interior. Como puede verse en la figura, se utilizan unidades inglesas. Las propiedades se evalúan a la temperatura de condensación del fluido. FIGURA 4.24 GRÁFICA CORRELACIÓN DE AKERS Fuente: Ludwig, E., Applied Process Design for Chemical and Petrochemical Plants, Gulf Professional Publishing, 3ª Edición, Volumen 3, 2001, p

190 El procedimiento que se va a seguir consiste en calcular el número de Reynolds (abcisa de la gráfica), obtener el parámetro ϕ de la gráfica y a partir de este calcular el h i (h cm en la figura) despejándolo de la ecuación que se encuentra en el eje de ordenadas. Este procedimiento se realiza tanto para el bioetanol, como para el agua. 3.- Cálculo del h i relativo al enfriamiento del bioetanol gas desde 120 ºC hasta 75 ºC. Para ello, se utiliza la correlación de Dittus-Boelter 68, ya que se dan las condiciones de régimen de flujo necesarias para su uso. La correlación es la siguiente: Nu = 0,023 Re 0,8 Pr n (91) El exponente n es igual a 0,4 para calentamiento y 0,3 para enfriamiento, siendo este último el valor tomado. Esta correlación es válida para Re>10.000, 0,7<Pr<160 y L/D>10. Las propiedades se evalúan a la temperatura media de la corriente. Una vez obtenido el Nu, se calcula el h i mediante la siguiente expresión: h = e Nu k ( D ) i fet (92) donde k fet es la conductividad térmica del bioetanol gaseoso. 4.- A continuación se obtienen el coeficiente global de transferencia para cada fenómeno utilizando la ecuación (89). Para cada caso se usará el h i de cada fenómeno, obtenido en los puntos 2 y 3, mientras que el coeficiente de película exterior es el mismo para los tres casos. Además, se asume para los factores de ensuciamiento interno y externo (R fi y R fe ) un valor de 0,0003 y 0,0001 m 2 K/W 69, respectivamente. 5.- El siguiente paso consiste en el cálculo de la diferencia de temperatura logarítmica media (DTLM) de cada proceso de intercambio de calor. Para ello, se utiliza la siguiente ecuación: 68 Ver referencia Op Cit., Erwin, D. L., pp

191 DTLM i = ln ( T1 i t2 ) ( T2i t1) ( T t ) ( ) 1i 2 T 2i t 1 (93) donde T 1i es la temperatura de la corriente a condensar a la que se inicia el fenómeno de intercambio de calor i, T 2i es la temperatura de la corriente a condensar a la que finaliza el fenómeno de intercambio de calor i, t 1 es la temperatura de entrada del agua de refrigeración (25 ºC) y t 2 es la temperatura de salida del agua de refrigeración (35 ºC). En la Tabla 4.38 se muestran los resultados obtenidos para cada proceso. TABLA 4.38 CÁLCULO DE LAS DTLM I T 1 T 2 DTLM Enfriamiento del bioetanol gas Condensación del vapor de agua Condensación del bioetanol gas , , , Cálculo del área de intercambio para cada fenómeno utilizando la siguiente expresión: A i = U i Qi DTLM i (94) donde A i es el área de intercambio para el fenómeno considerado, Q i es el flujo de calor del fenómeno i y U i es el coeficiente global de transferencia del fenómeno i. Como ya se ha dicho, se considera el enfriamiento del bioetanol gas y su condensación, así como la condensación del vapor de agua. 7.- El siguiente paso consiste en calcular el área total de intercambio (A), sumando las 3 calculadas en el apartado anterior. 179

192 A = i A i (95) 8.- Por último, se obtiene la longitud de tubo necesaria utilizando la siguiente ecuación. A L = π D e (96) En la Tabla 4.39 aparecen los resultados del diseño termodinámico del condensador. TABLA 4.39 RESULTADOS DEL DISEÑO TERMODINÁMICO DEL CONDENSADOR COEFICIENTES DE PELÍCULA Tubo exterior Tubo interior Tubo interior Calentamiento del agua Enfriamiento del bioetanol gas Condensación del bioetanol Condensación del vapor de agua T 0 (ºC) T cond (ºC) 78,5 100 T f (ºC) Ḡ L (lb/h ft 2 ) 3875,6 252,3 T m (ºC) 30 97,5 Ḡ g (lb/h ft 2 ) 3875,6 252,3 ρ (kg/m 3 ) ,5 ρ L (kg/m 3 ) 803,7 958,4 v (m/s) 0,27 8,8 ρ g (kg/m 3 ) 1,6 0,6 µ (kg/m s) 0, ,00002 µ L (kg/m s) 0,0004 0,0003 Re 2071, ,5 C pl (kj/kg K) 3,0 4,2 C p (kj/kg K) --- 1,7 k fl(w/m K) 0,2 0,7 k f (W/m K) --- 0,02 G e (lb/h ft 2 ) 90849, ,7 Pr --- 1,52 Re 4706,2 804,7 Nu 4,36 43,10 ϕ h (W/m 2 K) 513,0 59,12 h (BTU/h ft 2 ºF) 263,2 437,9 h (W/m 2 K) 1558,4 2592,4 LONGITUD DEL CONDENSADOR Enfriamiento del bioetanol gas Condensación del bioetanol Condensación del vapor de agua U i (W/m 2 K) 39,6 307,6 344,2 A i (m 2 ) 0,060 0,128 0,013 A (m 2 ) 0,201 L (m) 3 180

193 Para finalizar el dimensionamiento del condensador se le aplica un margen de seguridad del 17 % aproximadamente a la longitud del condensador calculada, obteniéndose una longitud de 3,5 m. En la Tabla 4.40 se muestran las dimensiones del condensador. TABLA 4.40 DIMENSIONES DEL CONDENSADOR CONDENSADOR DN (") ½ TUBO INTERNO D i (mm) 15,80 D e (mm) 21,34 DN (") 1 TUBO EXTERNO D i (mm) 26,64 D e (mm) 33,40 L (m) 3, Tanques Buffer Se dispone de dos (2) tanques buffer. El primero tiene la función de desacoplar los dos pasos de reacción, para prevenir una situación de fallo. El segundo tanque se introduce para conseguir purgar la cantidad justa de la mezcla bioetanol-agua, evitando así que se produzca una acumulación de agua en el proceso. Ambos tanques tienen forma cilíndrica. En la Tabla 4.41 se muestran los parámetros de diseño utilizados en el dimensionamiento de ambos tanques buffer: TABLA 4.41 PARÁMETROS DE DISEÑO. TANQUES BUFFER Descripción Designación Unidad de medida Diámetro del tanque D m Altura del tanque H m Densidad del líquido contenido ρ kg/m 3 Tiempo de residencia t min Caudal másico de entrada ṁ kg/min Volumen del tanque V l 181

194 En la Figura 4.25 se muestra uno de los tanques, especificando los parámetros geométricos que se han tenido en cuenta para su diseño. FIGURA 4.25 TANQUES BUFFER ENTRADA SALIDA Estos tanques se dimensionan para un tiempo de residencia que va desde los 10 a los 30 minutos, según las necesidades de control del proceso 70. Si se dimensionan ambos tanques con el criterio especificado se obtienen volúmenes que no superan los 10 litros, ya que los caudales son muy pequeños al tratarse de una planta piloto. Por tanto, se elige un tiempo de residencia de 2 horas, el cual nos permite recoger un cuarto de la producción diaria del primer paso de reacción, en caso de necesidad de desacoplarlo del segundo. 70 Faanes, A., Skogestad, S., "A systematic approach to the design of buffer tanks", Computers & Chemical Engineering, Volumen 24, 15 Julio 2000, pp

195 Una vez especificado el tiempo de residencia y sabiendo los caudales másicos que entran en cada tanque buffer (obtenidos en el balance de materia), se puede calcular el volumen de ambos tanques utilizando la siguiente expresión: V = m t 1000 ρ (97) donde V es el volumen del tanque en litros, m es el caudal másico que entra al tanque (kg/min), t es el tiempo de residencia en minutos y ρ es la densidad del la corriente que alimenta el tanque (kg/m 3 ). Hay que tener en cuenta que la densidad de la mezcla que entra en cada tanque se calcula a la temperatura de entrada, y se obtiene ponderando la densidad de cada componente con su porcentaje en peso, tal y como se especifica en el Anexo II. Por tanto se considera que los tanques son isotermos. El hecho de que se consideren isotermos, hace necesario el cálculo del aislamiento del tanque, que se realiza más adelante. Una vez calculado el volumen de los tanques se obtienen la altura y el diámetro, considerando una relación H/D de dos (2), por ser este un valor típico en el diseño de estos tanques 71. De esta manera el diámetro se calcula de la siguiente forma: D = 2 V 3 π (98) donde D es el diámetro del tanque. En la Tabla 4.42 se muestran los resultados obtenidos junto con los valores de los parámetros utilizados en el diseño y las dimensiones ajustadas que son las que se utilizarán finalmente. Además, se añaden los espesores calculados y comerciales de las chapas de ambos separadores, que han sido obtenidos como se muestra en el diseño de los reactores. 71 Op cit., Couper, J. R., et al., capitulo

196 TABLA 4.42 RESULTADOS DEL DISEÑO DE LOS TANQUES BUFFER TANQUE BUFFER 1 TANQUE BUFFER 2 Función Desacoplar los 2 pasos de reacción Purgar y recircular diferentes caudales t (min) m (kg/min) 0,23 0,13 ρ (kg/m 3 ) 817,36 812,98 P (bar) 1 1 CALCULADA MEDIDA AJUSTADA CALCULADA MEDIDA AJUSTADA V (l) 34,07 42,41 19,91 24,54 H/D D (m) 0,28 0,30 0,23 0,25 H (m) 0,56 0,60 0,47 0,50 t c (mm) 4,34 5 4,29 5 t f (mm) 2,03 5 1,92 5 Cálculo del aislamiento Los tanques buffer se consideran adiabáticos, por lo que es necesario aislarlos térmicamente. El aislante elegido es el módelo Coquilla BT-LV de la empresa Isover. El espesor se obtiene del fabricante utilizando la temperatura del fluido que los contiene (120 ºC) y el diámetro de los tanques (0,30 y 0,25 m). Dicho espesor está tabulado en el siguiente apartado (Tabla 4.47). De la tabla especificada se obtiene un espesor de aislamiento de 2,5 para ambos tanques, lo que supone un espesor de 63,5 mm. El espesor comercial más cercano que proporciona Isover es de 80 mm. El cálculo de aislamientos se especifica mejor en el apartado siguiente (Tuberías), ya que se necesitan un mayor número de aislamientos. 184

197 Tuberías Para transportar los reactivos, productos y productos intermedios de un equipo a otro, se dispone de una red de tuberías. Es necesario tener en cuenta que hay zonas del proceso donde las condiciones de presión y temperatura son severas, por lo que el espesor de las tuberías deberá ser mayor en dichas zonas. tuberías. En la Tabla 4.43 se muestran los parámetros utilizados en el diseño de la red de TABLA 4.43 PARÁMETROS DE DISEÑO. RED DE TUBERÍAS Descripción Designación Unidad de medida Diámetro interior de la tubería D i mm Diámetro exterior de la tubería D e mm Diámetro normalizado de la tubería D N " Espesor de la tubería e mm Caudal volumétrico que circula por la tubería Q m 3 /s Velocidad de flujo en el interior de la tubería v m/s La elección de los diámetros de las tuberías se realiza en base a la velocidad de flujo. La velocidad de flujo típica de líquidos en tuberías es de 1 m/s y para los gases del orden de 10 m/s 72. Al tratarse de una plante piloto, los caudales volumétricos son bajos, por lo que para alcanzar las velocidades indicadas son necesarios diámetros de tuberías pequeños. En la Tabla 4.44 se muestran los caudales volumétricos de todas las corrientes del proceso. 72 Op Cit., Perry, R., capítulo 6, p

198 TABLA 4.44 CAUDALES VOLUMÉTRICOS CORRIENTE Nº Designación CAUDAL VOLUMÉTRICO TOTAL (m 3 /h) ESTADO 1 Alimentación Aceite 0,0053 LÍQUIDO 2 Alimentación Bioetanol 0,0135 LÍQUIDO 3 Entrada fría INT1 0,0255 LÍQUIDO 4 Salida fría INT1=Entrada CE1 0,0290 LÍQUIDO 5 Salida CE1=Entrada R1 0,0320 LÍQUIDO 6 Salida R1=Entrada caliente INT1 0,0323 LÍQUIDO 7 Salida caliente INT1=Entrada VF1 0,0285 LÍQUIDO 8 Salida VF1=Entrada SF1 0,0280 MEZCLA LÍQUIDO/GAS 9 Cola SF1=Entrada SEP-LL1 0,0179 LÍQUIDO 10 Salida SF1 5,9474 GASEOSO 11 Fase pesada SEP-LL1 0,0009 LÍQUIDO 12 Fase ligera SEP-LL1=Entrada TBF1 0,0170 LÍQUIDO 13 Salida TBF1=Entrada fría INT2 0,0170 LÍQUIDO 14 Salida fría INT2=Entrada CE2 0,0189 LÍQUIDO 15 Salida CE2=Entrada R2 0,0193 LÍQUIDO 16 Salida R2=Entrada caliente INT2 0,0193 LÍQUIDO 17 Salida caliente INT2=Entrada VF2 0,0173 LÍQUIDO 18 Salida VF2=Entrada SF2 0,0170 MEZCLA LÍQUIDO/GAS 19 Cola SF2=Entrada SEP-LL2 0,0166 LÍQUIDO 20 Salida SF2 0,2643 GASEOSO 21 Fase pesada SEP-LL2 0,0002 LÍQUIDO 22 Fase ligera SEP-LL2=BIODIESEL 0,0164 LÍQUIDO 23 GLICERINA (11+21) 0,0011 LÍQUIDO 24 Entrada COND (10+20) 6,2116 GASEOSO 25 Salida COND=Entrada TBF2 0,0100 LÍQUIDO 26 PURGA 0,0031 LÍQUIDO 27 Recirculación 0,0069 LÍQUIDO Nota: los caudales volumétricos se han obtenido del balance de materia (apartado 4.2.1), utilizando la densidad de cada corriente, calculada según se indica en el Anexo II. El caudal se expresa en condiciones reales. 186

199 A continuación, se utiliza la corriente de mayor caudal, tanto de líquido como de gas, para obtener un diámetro que proporcione la velocidad de circulación deseada. La corriente líquida con mayor caudal es la número 6, mientras que la de gas es la 24. Con la siguiente ecuación se obtiene una estimación del diámetro de tubería de la corriente. D i 4 Q = π v (99) donde D i es el diámetro interior de la tubería, Q es el caudal volumétrico de la corriente (6 para líquidos y 24 para gases) y v es la velocidad típica de flujo (1 m/s para líquidos y 10 m/s para gases). En la Tabla 4.45 se muestran los resultados obtenidos y las dimensiones de la tubería normalizada elegida a partir de ellos. TABLA 4.45 DIÁMETROS DE LAS TUBERÍAS DE MAYOR CAUDAL VOLUMÉTRICO RESULTADOS TUBERÍA NORMALIZADA Corriente líquida Corriente gaseosa Corriente líquida Corriente gaseosa D i (mm) 3,38 14,82 D N (") 1/8 1/2 D i (mm) 5,46 15,80 D e (mm) 10,29 21,34 Las tuberías de las corrientes líquidas serán todas de 1/8, ya que es la medida más pequeña que hay en el mercado y para obtener una velocidad de flujo más próxima a 1 m/s se necesitaría un diámetro menor al elegido. En cuanto las tuberías de las corrientes gaseosas, se ha obtenido el diámetro de la número 24, el de la número 10 se considera igual, debido a la similitud en los caudales que transportan. Por tanto, solo falta especificar el diámetro de la corriente gaseosa número 20. Para ello, se opera de la misma forma que en el cálculo anterior obteniéndose un D i = 3,06 mm, que se corresponde con un DN = 1/8. Por otro lado, las corrientes 7, 8, 17 y 18 tienen un diámetro nominal de 3/4 debido a que en dichas corrientes hay 2 válvulas multietapas (VF1 y VF2), siendo el diámetro mínimo comercial de éstas de 3/4 187

200 Cabe indicar que el espesor de las tuberías se ha seleccionado en función de la presión de cada corriente. Dicha presión se muestra en la Tabla 4.9 del balance de energía. En la Tabla 4.46 se muestran las dimensiones de las tuberías normalizadas elegidas para cada una de las corrientes. TABLA 4.46 DIÁMETROS DE LA RED DE TUBERÍAS CORRIENTE Nº Designación DN (") Di (mm) De (mm) e (mm) Schedule v (m/s) 1 Alimentación Aceite 1/8 6,83 10,29 1, ,04 2 Alimentación Bioetanol 1/8 6,83 10,29 1, ,10 3 Entrada fría INT1 1/8 5,46 10,29 2, ,30 4 Salida fría INT1=Entrada CE1 1/8 5,46 10,29 2, ,34 5 Salida CE1=Entrada R1 1/8 5,46 10,29 2, ,38 6 Salida R1=Entrada caliente INT1 1/8 5,46 10,29 2, ,38 7 Salida caliente INT1=Entrada VF1 3/4 18,88 26,70 3, ,03 8 Salida VF1=Entrada SF1 3/4 20,96 26,70 2, ,02 9 Cola SF1=Entrada SEP-LL1 1/8 6,83 10,29 1, ,14 10 Salida SF1 1/2 15,80 21,34 2, ,43 11 Fase pesada SEP-LL1 1/8 6,83 10,29 1, ,01 12 Fase ligera SEP-LL1=Entrada TBF1 1/8 6,83 10,29 1, ,13 13 Salida TBF1=Entrada fría INT2 1/8 5,46 10,29 2, ,20 14 Salida fría INT2=Entrada CE2 1/8 5,46 10,29 2, ,22 15 Salida CE2=Entrada R2 1/8 5,46 10,29 2, ,23 16 Salida R2=Entrada caliente INT2 1/8 5,46 10,29 2, ,23 17 Salida caliente INT2=Entrada VF2 3/4 18,88 26,70 3, ,02 18 Salida VF2=Entrada SF2 3/4 20,96 26,70 2, ,01 19 Cola SF2=Entrada SEP-LL2 1/8 6,83 10,29 1, ,13 20 Salida SF2 1/8 6,83 10,29 1, ,00 21 Fase pesada SEP-LL2 1/8 6,83 10,29 1, , Fase ligera SEP-LL2=BIODIESEL 1/8 6,83 10,29 1, ,12 23 GLICERINA (11+21) 1/8 6,83 10,29 1, ,01 24 Entrada COND (10+20) 1/2 15,80 21,34 2, ,80 25 Salida COND=Entrada TBF2 1/8 6,83 10,29 1, ,08 26 PURGA 1/8 6,83 10,29 1, ,02 27 Recirculación 1/8 6,83 10,29 1, ,05 188

201 Cálculo de aislamientos térmicamente. Las tuberías que tengan una temperatura superficial superior a 50 ºC deben aislarse Para seleccionar el aislante y su espesor se ha elegido la empresa Isover 73, la cual dispone de dos tipos de aislamientos para tuberías. Para las tuberías que operen a una temperatura inferior a 250 ºC se utilizará el modelo Coquilla BT-LV, mientras que para las que operen a una temperatura superior a 250 ºC se utilizará el modelo Coquilla AT-LV. El espesor se determina utilizando la Tabla 4.47, que proporciona Isover para tuberías de acero inoxidable, cuyo valor depende de la temperatura del fluido y del diámetro de la tubería. TABLA 4.47 ESPESORES DE AISLAMIENTO SEGÚN TEMPERATURA Y DIÁMETRO Temperatura (ºC) ESPESOR DE AISLAMIENTO (") Diametro de la tubería (") 1 1 1,5 1,5 1,5 2 2,5 2,5 1/2 1 1,5 1, ,5 2,5 3 3/4 1 1,5 1, ,5 2, ,5 1, ,5 3 3,5 1 1/4 1 1, ,5 2,5 3 3,5 1 1/ ,5 2,5 3 3, ,5 2,5 2,5 3 3, /2 1,5 2 2,5 2,5 3 3,5 4 4,5 3 1,5 2 2,5 2,5 3 3,5 4 4,5 3 1/2 1,5 2 2, ,5 4 4,5 4 1,5 2 2, , ,5 2, ,5 4 4, ,5 2, , ,5 8 1,5 2, ,5 4, ,5 2,5 3 3,5 4 4,5 5, ,5 2,5 3,5 3,5 4 4,5 5, ,5 3, , ,5 3, , ,5 4 4, ,5 5, ,5 5, Fuente:

202 Los espesores comerciales que tiene Isover y que se van a utilizar son de 30 y 40 mm. En la Tabla 4.48 se muestran los resultados de los espesores de aislamiento, así como la temperatura y el diámetro nominal de la tubería. Las corrientes 1, 2 y 3 no aparecen en la tabla ya que sus temperaturas son inferiores a 50 ºC. Además, los espesores de aislamiento para las tuberías de 1/8 se han aproximado a por las de ½, encontrándonos siempre del lado de la seguridad. TABLA 4.48 RESULTADOS DE LOS ESPESORES DE AISLAMIENTO Nº de corriente Temperatura (ºC) DN (") Espesor calculado (") Espesor calculado (mm) Espesor comercial (mm) /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1 25, /8 1 25, /2 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1,5 38, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /2 1 25, /8 1 25, /8 1 25, /8 1 25,

203 Bombas Como puede verse en el Plano 3 (P&ID, Anexo IV) se dispone de 10 bombas de líquido para el proceso de producción de biodiesel. Para especificar las bombas es necesario indicar la presión y caudal volumétrico que deben suministrar. El caudal volumétrico de cada corriente se ha calculado en el apartado anterior y los resultados se encuentran en la Tabla 4.44, obtiéndose el caudal que debe suministrar cada bomba. La presión que debe suministrar cada bomba se obtiene estimando la longitud de tubería de cada tramo, ya que la distribución exacta de la planta queda fuera del alcance del proyecto. Dicha estimación se ha hecho a partir del P&ID de la planta, contabilizando a su vez la pérdida de carga de algunos equipos. La pérdida de carga del intercambiador de calor 1 (INT1) se ha incluido en la corriente 3 y 6, aumentando la longitud del tramo según la longitud del equipo. El intercambiador 2 (INT2) se ha incluido en la corriente 13 y 16. Las bombas B1 y B3 se encuentran en la zona supercrítica, donde la presión debe ser de 40 bar, mientras que las demás bombas se encuentran en la zona de presión atmosférica. En la Tabla 4.49 se muestran los resultados obtenidos junto con las variables utilizadas para el cálculo. Cabe indicar que el cálculo se ha realizado utilizando el mismo procedimiento que en la red de abastecimiento de aire (apartado ). En la Tabla 4.50 se muestra el caudal y presión que debe suministrar cada bomba. Las bombas de alta presión seleccionadas operan neumáticamente, proporcionan una presión máxima de 70 bar y un caudal máximo de 5 l/min. Se ha seleccionado el modelo PUA70B de las bombas de alta presión de la empresa Power Team 74. Las demás bombas son peristálticas con una presión y caudal máximos de 7,5 bar y 130 l/h. Se ha seleccionado el modelo Petroproof SPX10/10 de la empresa Watson Marlow

204 TABLA 4.49 PÉRDIDA DE CARGA. RED DE TUBERÍAS Nº de corriente ρ(kg/m 3 ) v (m/s) D i (mm) µ (kg/m s) Re ε/d f L (m) P (Pa) Impulsión (1) 1 860,00 0,04 6,83 0, ,95 0,0003 0, , ,00 0,10 6,83 0, ,07 0, , ,68 Gravedad 3 890,15 0,30 5,46 0, ,56 0,0004 0, , ,42 0,34 5,46 0, ,99 0,0004 0, , ,38 0,38 5,46 0, ,08 0,0004 0, , ,41 0,38 5,46 0, ,51 0,0004 0, ,98 B ,98 0,03 18,88 0, ,18 0,0001 0,04 5 3, ,91 0,02 20,96 0, ,42 0,0001 0,07 4 2, ,86 0,14 6,83 0, ,23 0,0003 0, ,47 B2 10 1,30 8,43 15,80 0, ,25 0,0001 0, , ,67 0,01 6,83 0, ,66 0,0003 2, ,06 B ,41 0,13 6,83 0, ,09 0,0003 0, ,54 B ,53 0,20 5,46 0, ,86 0,0004 0, , ,75 0,22 5,46 0, ,28 0,0004 0, , ,76 0,23 5,46 0, ,66 0,0004 0, , ,59 0,23 5,46 0, ,02 0,0004 0, ,78 B ,27 0,02 18,88 0, ,62 0,0001 0,16 5 5, ,25 0,01 20,96 0, ,93 0,0001 0,24 4 3, ,84 0,13 6,83 0, ,10 0,0003 0, ,21 B4 20 1,39 2,00 6,83 0, ,96 0,0003 0, , ,07 0,001 6,83 0, ,09 0, , ,18 B ,02 0,12 6,83 0, ,01 0,0003 0, ,83 B ,42 0,01 6,83 0, ,09 0,0003 2, ,99 B6 24 1,35 8,80 15,80 0, ,96 0,0001 0, , ,98 0,08 6,83 0, ,21 0,0003 0, ,73 B ,98 0,02 6,83 0, ,81 0,0003 0, ,40 B ,98 0,05 6,83 0, ,39 0,0003 0, ,12 B9 Para vencer la pérdida de carga de estas corrientes se genera un pequeño incremento de presión en esas corrientes, mediante las válvulas que en ellas se encuentran. Esto será suficiente, ya que la pérdida de carga es muy pequeña y por dichas corrientes el fluido circula en fase gaseosa. (1) (1) (1) 192

205 TABLA 4.50 CAUDAL Y PRESIÓN. BOMBAS BOMBA CAUDAL VOLUMÉTRICO (l/h) PRESIÓN (bar) B1 25,48 40,1399 B2 17,92 1,0082 B3 16,99 40,0920 B4 16,56 1,0042 B5 16,37 1,0041 B6 0,87 1,0006 B7 0,18 1,0002 B8 9,96 1,0016 B9 6,90 1,0008 B10 3,05 1,

206

207 5.- ESPECIFICACIONES DE EQUIPOS 195

208

209 5.1.- SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO Fotobiorreactor PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Cultivo de microlgas y extraccón del aceite en ellas contenido EQUIPO Fotobiorreactor DESIGNACIÓN FOTOBIORREACTOR Tipo Tubular horizontal con sistema de impulsión airlift Finalidad Crecimiento de microalgas utilizando luz solar y CO 2 Productos Microalgas y agua con nutrientes y CO 2 disuelto DATOS DE OPERACIÓN Fluido Agua y microalgas Velocidad (m/s) 0,4 Fase Líquido Temperatura aproximada (ºC) 25 Concentración (g/l) 4 Presión de operación (bar) 1 Productividad (g/l día) 2,8 DATOS DE CONSTRUCCIÓN Material Policarbonato transparente Unidades 1800 Tubo Zona Número Diámetro interior (mm) Diámetro exterior (mm) Espesor (mm) Longitud (m) Colectores Crecimiento Distribuidor corto Distribuidor largo Ascendente Descendente Crecimiento ,33 Crecimiento ,71 Intercambio de gases Intercambio de gases ,41 Separador de gases Zona de intercambio de gases Longitud (m) 0,38 Espesor (mm) 3 Ancho (cm) 5 Altura media (m) 0,29 CONEXIONES Denominación Tamaño Inyección de aire 1/8 Inyección de CO 2 1/8 197

210 Red de abastecimiento de aire PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Cultivo de microlgas y extraccón del aceite en ellas contenido EQUIPO Soplante DESIGNACIÓN SOPLANTE Tipo Finalidad Centrífuga de canal lateral Impulsar el aire hacía los fotobiorreactores (sistema airlift) DATOS DE OPERACIÖN DATOS DE CONSTRUCCIÓN Fluido Aire Marca Mapner Fase Gaseoso Modelo CL 18/01 Temperatura de operación (ºC) 25 Unidades 75 Presión de entrada (bar) 1 Número de etapas 1 Presión de salida (bar) 1,14 Diámetro del rodete (mm) 425 Caudal de operación (m 3 /h) 146,6 Material Aleación de aluminio Potencia de operación (kw) 1,5 Presión máxima (bar) 1,3 CURVA CARACTERÍSTICA Caudal máximo (m 3 /h) 252 Potencia máxima (kw) 3 Motor Trifásico Voltaje (V) 400 (triángulo)/690 (estrella) Frecuencia (Hz)

211 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Cultivo de microlgas y extraccón del aceite en ellas contenido EQUIPO Válvula de corte DESIGNACIÓN VCt1, VCt2 Tipo Finalidad De compuerta Asegurar un mismo caudal de aire y CO 2 a cada fotobiorreactor y cortar el suministro en caso de fallo CONDICIONES DE SERVICIO Válvula Fluido Fase DN (") Presión (bar) Temperatura (ºC) Caudal másico (kg/h) Densidad (kg/m 3 ) VCt1 Aire Gas 1/2 1, ,42 1,18 VCt2 CO 2 Gas 1/4 1, ,22 1,83 DATOS DE CONSTRUCCIÓN Material del cuerpo Bronce ASTM B-584 Material de la tuerca de empaque Latón Material del bonete Bronce ASTM B-584 Material de la glándula Latón Material del vástago Latón Recubrimiento de la glándula Teflón Material del disco Bronce ASTM B-584 Material del volante Fundición Material de la tuerca de retención Latón Material de la tuerca del volante Latón Actuador Manual Unión al proceso Rosca IPS DIMENSIONES Y PESO VCt1 VCt2 DN (") 1/2 1/4 A (mm) C abierta (mm) Marca Serie K (mm) Peso (kg) 0,32 0,28 MODELO Watts GV 199

212 Filtro PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Cultivo de microlgas y extraccón del aceite en ellas contenido EQUIPO Filtro DESIGNACIÓN FILTRO Tipo Finalidad Producto Cartucho microscreener Elimnar parte del agua que contiene el cultivo de microalgas Microalgas y agua con nutrientes disueltos Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN Agua y microalgas Líquido Capacidad máxima (l/min) 225 Capacidad de diseño (l/min) 200 Caudal filtrado de operación (l/min) 166,8 Temperatuara de operación (ºC) 25 Material Marca DATOS DE CONSTRUCCIÓN Acero inoxidable AISI 316L 3M/Cuno Modelo Unidades 4 Grado de filtración (µm) 3 Diámetro exterior (mm) 67 Longitud (mm) 744 Plisado Área de filtración (dm 2 ) 45 Si 200

213 Prensa PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Cultivo de microlgas y extraccón del aceite en ellas contenido EQUIPO Prensa DESIGNACIÓN PRENSA Finalidad Productos Incorpora: Extraer el aceite contenido en las microalgas Aceite de microalgas y biomasa con alto contenido proteico Entrada Producto Subproducto DATOS DE OPERACIÓN Microalgas Aceite de microalgas Biomasa con alto contenido proteico Capacidad máxima (kg/día 1200 Capacidad de operación (kg/día) 896,6 Potencia (kw) 9,2 Presión de prensado (kg/cm 2 ) Marca DATOS DE CONSTRUCCIÓN Alvan Blanch Modelo XP 100 Longitud (mm) 1550 Ancho (mm) 1120 Altura (mm) 1800 Sistema avanzado de control para el ajuste de la presión de prensador y la temperatura Sistema de seguridad para parar la operación en caso de fallo Conductos y recipientes para la salida óptima de los productos obtenidos Zona de secado y limpieza de la alimentación 201

214 5.2.- SISTEMA DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL MEDIANTE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Tanques de almacenamiento Tanque de Aceite PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Tanque de almacenamiento de aceite DESIGNACIÓN T1 DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 202,5 Posición Vertical Altura (m) 2,25 Producto Aceite Peso operación (kg) 702,5 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,7 Densidad (kg/m 3 ) 926 Capacidad (l) 540 Fondo Cónico Espesor (mm) 5 DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Temperatura de operación (ºC) 25 Presión de operación (bar) 1 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Tiempo de abastecimiento (día) 5 CONEXIONES Relación H/D 3 DETALLES DEL DISEÑO Denominación Tamaño Volumen total (l) 776,1 Entrada 2" Volumen cuerpo (l) 731,2 Salida 1/2" Volumen fondo (l) 44,9 Sensor de nivel 1/2" Altura cuerpo (m) 1,9 Altura fondo (m) 0,35 Ángulo cono (m)

215 Tanque de Bioetanol PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Tanque de almacenamiento de bioetanol DESIGNACIÓN T2 DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 109,7 Posición Vertical Altura (m) 1,65 Producto Bioetanol Peso operación (kg) 294,6 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,5 Densidad (kg/m 3 ) 860 Capacidad (l) 215 Fondo Cónico Espesor (mm) 5 DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Temperatura de operación (ºC) 25 Presión de operación (bar) 1 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Tiempo de abastecimiento (día) 5 CONEXIONES Relación H/D 3 DETALLES DEL DISEÑO Denominación Tamaño Volumen total (l) 291,3 Entrada 2" Volumen cuerpo (l) 275 Salida 1/2" Volumen fondo (l) 16,3 Sensor de nivel 1/2" Altura cuerpo (m) 1,4 Altura fondo (m) 0,25 Ángulo cono (m)

216 Intercambiadores de calor PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Intercambiador de doble tubo DESIGNACIÓN INT1 Finalidad Productos Fluido Calentar la alimentación a R1 y enfriar los productos de R1 para su posterior tratamiento Mezcla con alto contenido en aceite y mezcla con alto contenido en FAEE DATOS DE OPERACIÓN TUBO Mezcla: FAEE, aceite, bioetanol, agua, glicerina ÁNULO Entrada Salida Entrada Salida Mezcla: FAEE, Mezcla: aceite, bioetanol, bioetanol, aceite, agua agua, glicerina Mezcla: bioetanol, aceite, agua Fase Líquido Líquido Líquido Líquido Caudal total (kg/h) 22,7 22,7 22,7 22,7 Temperatura (ºC) ,4 171,5 Presión de operación (bar) Densidad (kg/m 3 ) 702, ,2 781,4 Viscosidad (kg/m s) 2,60E-05 2,77E-04 1,82E-03 1,74E-04 Calor específico (J/kg ºC) 3760,6 2517,2 2201,0 3253,5 Cond. térmica (W/m ºC) 0,16 0,13 0,18 0,15 Velocidad (m/s) 0,4 0,1 Coef. de película (W/m 2 ºC) 1677,5 193,8 Factor de ensuciamiento (W/m 2 ºC) 0,001 0,001 Calor intercambiado (W) 2257,3 Coef. global de transferencia (W/m 2 ºC) 109,1 Area de intercambio (m 2 ) 0,18 DTLM (ºC) 112,5 DATOS DE CONSTRUCCIÓN TUBO ÁNULO Material Acero inoxidable AISI 316 Acero inoxidable AISI 316 Diámetro nominal (") 1/8 1/2 Diámetro interno (mm) 5,5 13,9 Diámetro externo (mm) 10,3 21,3 Espesor (mm) 2,4 3,7 Norma ANSI ANSI Longitud (m) 6 6 Disposición Batería vertical Batería vertical Nº de tramos (1,5 m) 4 4 CONEXIONES Denominación Tamaño Entrada tubo 1/8" Salida tubo 1/8" Entrada ánulo 1/2" Salida ánulo 1/2" 204

217 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Intercambiador de doble tubo DESIGNACIÓN INT2 Finalidad Productos Fluido Calentar la alimentación a R2 y enfriar los productos de R2 para su posterior tratamiento Mezcla con alto contenido en FAEE DATOS DE OPERACIÓN Mezcla: FAEE, aceite, bioetanol, agua, glicerina TUBO ÁNULO Entrada Salida Entrada Salida Mezcla: FAEE, Mezcla: FAEE, aceite, bioetanol, bioetanol, agua, aceite, agua, glicerina glicerina Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Fase Líquido Líquido Líquido Líquido Caudal total (kg/h) 13,9 13,9 13,9 13,9 Temperatura (ºC) ,7 Presión de operación (bar) Densidad (kg/m 3 ) 721,6 803,3 819,5 738,7 Viscosidad (kg/m s) 1,66E-04 6,71E-04 8,79E-04 2,05E-04 Calor específico (J/kg ºC) 2548,4 1786,9 1690,8 2418,1 Cond. térmica (W/m ºC) 0,14 0,10 0,09 0,14 Velocidad (m/s) 0,2 0,1 Coef. de película (W/m 2 ºC) 369,4 149,4 Factor de ensuciamiento (W/m 2 ºC) 0,001 0,001 Calor intercambiado (W) 1150,5 Coef. global de transferencia (W/m 2 ºC) 68,1 Area de intercambio (m 2 ) 0,66 DTLM (ºC) 25,6 DATOS DE CONSTRUCCIÓN TUBO ÁNULO Material Acero inoxidable AISI 316 Acero inoxidable AISI 316 Diámetro nominal (") 1/8 1/2 Diámetro interno (mm) 5,5 13,9 Diámetro externo (mm) 10,3 21,3 Espesor (mm) 2,4 3,7 Norma ANSI ANSI Longitud (m) Disposición Batería vertical Batería vertical Nº de tramos (1,5 m) Denominación CONEXIONES Tamaño Entrada tubo 1/8" Salida tubo 1/8" Entrada ánulo 1/2" Salida ánulo 1/2" 205

218 Calentadores eléctricos PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Calentador Eléctrico DESIGNACIÓN CE1 Finalidad Acondicionar las materias primas de entrada al reactor R1 y control DATOS GENERALES Peso (kg) 18,4 Forma Cilíndrica Longitud (m) 1,4 Volumen (l) 36,3 Posición Vertical Diámetro (m) 0,2 Alimentación Mezcla: Bioetanol, aceite y agua DATOS DE OPERACIÓN Densidad (kg/m 3 ) 738,7 Estado Líquido Caudal de entrada (kg/h) 22,7 Caudal de salida (kg/h) 22,7 Temperatura de entrada (ºC) 171,5 Temperatura de salida (ºC) 290 Presión de operación (bar) 40 Material de construcción del cuerpo Material de la funda de protección de la resistencia DATOS DE DISEÑO Acero al carbono ASTM A53B Acero Diámetro de la funda de protección (") 0,475 Presión máxima de operación (bar) 62 Rango de Temperaturas de operación (ºC) Denominación Voltaje (V) / Fases 240 / Monofásico Potencia Nominal (kw) 6 Conexión al proceso CONEXIONES Tamaño Entrada 1" Salida 1" Marca Serie MODELO Omega NWHMTO Rosca Modelo NWHMTO P-E1/

219 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Calentador Eléctrico DESIGNACIÓN CE2 Finalidad Acondicionar las materias primas de entrada al reactor R1 y control DATOS GENERALES Peso (kg) 10 Forma Cilíndrica Longitud (m) 0,9 Volumen (l) 21,9 Posición Vertical Diámetro (m) 0,2 Alimentación DATOS DE OPERACIÓN Mezcla: Bioetanol, aceite, FAEE, Densidad (kg/m 3 ) 781,4 Estado Líquido glicerina y agua Caudal de entrada (kg/h) 13,9 Caudal de salida (kg/h) 13,9 Temperatura de entrada (ºC) 263,7 Temperatura de salida (ºC) 290 Presión de operación (bar) 40 Material de construcción del cuerpo Material de la funda de protección de la resistencia DATOS DE DISEÑO Acero al carbono ASTM A53B Acero Diámetro de la funda de protección (") 0,475 Presión máxima de operación (bar) 62 Rango de Temperaturas de operación (ºC) Voltaje (V) / Fases 240 / Monofásico Potencia Nominal (kw) 3 Conexión al proceso CONEXIONES Denominación Tamaño Entrada 1" Salida 1" Marca Serie Modelo MODELO Omega NWHMTO NWHMTO P-E1/240 Rosca 207

220 Reactores PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Reactor Tanque Agitado DESIGNACIÓN R1 DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 98,5 Posición Vertical Altura (m) 0,6 Producto FAEE Peso operación (kg) 123,3 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,3 Subproducto Glicerina Volumen (l) 42,4 Fondo Elíptico Espesor (mm) 12 Densidad (kg/m 3 ) 702,4 DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Temperatura de operación (ºC) 290 Presión de operación (bar) 40 Presión de diseño (bar) 45,4 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 2 Marca/Modelo AGITADOR JL Wingert / VF-M-TE-PRP Potencia (W) 36,7 Características eléctricas Tipo de agitador 115 V / 3 A Hélice de 3 palas Posición Excéntrico inclinado 15º Material de construcción Acero inoxidable AISI 304 Velocidad de agitación (rpm) 500 Denominación Peso (kg) 10 Diámetro (m) 0,1 Longitud del eje (m) 0,5 CONEXIONES Tamaño Entrada (alimentación) 1/8" Salida (productos) 1/8" Salida de gases 1/2" Sensor de nivel 1/2" Sensor de temperatura 1/2" Sensor de presión 1/2" 208

221 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Reactor Tanque Agitado DESIGNACIÓN R2 DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 256,1 Posición Vertical Altura (m) 0,9 Producto FAEE Peso operación (kg) 342,2 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,45 Subproducto Glicerina Volumen (l) 143,1 Fondo Elíptico Espesor (mm) 16 Densidad (kg/m 3 ) 721,6 DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Temperatura de operación (ºC) 290 Presión de operación (bar) 40 Presión de diseño (bar) 45,4 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 2 Marca/Modelo AGITADOR JL Wingert / VF-3-TE-PRP Potencia (W) 367,5 Características eléctricas Tipo de agitador 115 V / 5,5 A Hélice de 3 palas Posición Excéntrico inclinado 15º Material de construcción Acero inoxidable AISI 304 Velocidad de agitación (rpm) 500 Denominación Peso (kg) 13,6 Diámetro (m) 0,15 Longitud del eje (m) 0,75 CONEXIONES Tamaño Entrada (alimentación) 1/8" Salida (productos) 1/8" Salida de gases 1/2" Sensor de nivel 1/2" Sensor de temperatura 1/2" Sensor de presión 1/2" 209

222 Separadores flash PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Separador Flash DESIGNACIÓN SF1 Finalidad Productos Recuperar el bioetanol de la corriente de productos para su posterior recirculación Mezcla bioetanol/agua gaseoso y FAEE/aceite/glicerina/bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 63,6 Posición Vertical Altura (m) 1,2 Peso operación (kg) 68,3 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,3 Volumen (l) 84,8 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 Entrada Salida Cola Denominación DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de operación (bar) 1 Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Mezcla: bioetanol, agua Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 810,9 Estado Líquido Densidad (kg/m 3 ) 1,3 Estado Gaseoso Densidad (kg/m 3 ) 833,9 Estado Líquido DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 4 CONEXIONES Tamaño Entrada 3/4" Salida 1/2" Cola 1/8" Sensor de nivel 1/2" Sensor de temperatura 1/2" Marca Sensor de presión 1/2" Estructura ELIMINADOR DE NIEBLAS Mexmister Malla Material Acero inoxidable AISI

223 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Separador Flash DESIGNACIÓN SF2 Finalidad Productos Recuperar el bioetanol de la corriente de productos para su posterior recirculación Mezcla bioetanol/agua gaseoso y FAEE/aceite/glicerina/bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 63,6 Posición Vertical Altura (m) 1,2 Peso operación (kg) 68,3 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,3 Volumen (l) 84,8 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 Entrada Salida Cola Denominación DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de operación (bar) 1 Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Mezcla: bioetanol, agua Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 817,2 Estado Líquido Densidad (kg/m 3 ) 1,4 Estado Gaseoso Densidad (kg/m 3 ) 818,8 Estado Líquido DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 4 CONEXIONES Tamaño Entrada 3/4" Salida 1/8" Cola 1/8" Sensor de nivel 1/2" Sensor de temperatura 1/2" Marca Sensor de presión 1/2" Estructura ELIMINADOR DE NIEBLAS Mexmister Malla Material Acero inoxidable AISI

224 Separadores líquido-líquido PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Separador líquido-líquido DESIGNACIÓN SEP-LL1 Finalidad Productos Separar la glicerina de la corriente con alto contenido en FAEE y obtenerla como subproducto Mezcla FAEE/aceite/glicerina/bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 28,9 Posición Horizontal Longitud (m) 0,6 Peso operación (kg) 44,6 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,2 Volumen (l) 18,9 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de operación (bar) 1 Entrada Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 833,9 Estado Líquido Fase ligera Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 817,4 Estado Líquido Fase pesada Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 1153,7 Estado Líquido Denominación DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 3 CONEXIONES Tamaño Entrada 1/8" Fase ligera 1/8" Fase pesada 1/8" Sensor de nivel 1/2" Boca para toma de muestras 1/2" 212

225 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Separador líquido-líquido DESIGNACIÓN SEP-LL2 Finalidad Productos Separar la glicerina de la corriente con alto contenido en FAEE y obtenerla como subproducto Mezcla FAEE/aceite/glicerina/bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 28,9 Posición Horizontal Longitud (m) 0,6 Peso operación (kg) 44,6 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,2 Volumen (l) 18,9 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de operación (bar) 1 Entrada Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 818,8 Estado Líquido Fase ligera Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 815,0 Estado Líquido Fase pesada Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 1157,1 Estado Líquido Denominación DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 3 CONEXIONES Tamaño Entrada 1/8" Fase ligera 1/8" Fase pesada 1/8" Sensor de nivel 1/2" Boca para toma de muestras 1/2" 213

226 Tanques buffer PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Tanque Buffer DESIGNACIÓN TBF1 Finalidad Productos Desacoplar los dos pasos de reacción Mezcla FAEE/aceite/glicerina/bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 41,0 Posición Vertical Altura (m) 0,6 Peso operación (kg) 68,8 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,3 Volumen (l) 42,4 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de operación (bar) 1 Entrada Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 817,4 Estado Líquido Salida Mezcla: FAEE, bioetanol, aceite, agua, glicerina Densidad (kg/m 3 ) 817,4 Estado Líquido Aislamiento Coquilla BT-LV Espesor (mm) 80 Fabricante ISOVER Denominación DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 2 CONEXIONES Tamaño Entrada 1/8" Salida 1/8" Sensor de nivel 1/2" 214

227 PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Tanque Buffer DESIGNACIÓN TBF2 Finalidad Productos Recircular y purgar la cantidad óptima de bioetanol Mezcla bioetanol/agua líquido DATOS GENERALES Peso vacío (kg) 31,6 Posición Vertical Altura (m) 0,5 Peso operación (kg) 47,8 Cuerpo Cilíndrico Diámetro (m) 0,25 Volumen (l) 24,5 Fondo Elíptico Espesor (mm) 5 Entrada Purga Recirculación DATOS DE OPERACIÓN Temperatura de operación (ºC) 75 Presión de operación (bar) 1 Mezcla: bioetanol, agua Mezcla: bioetanol, agua Mezcla: bioetanol, agua Densidad (kg/m 3 ) 813,0 Estado Líquido Densidad (kg/m 3 ) 813,0 Estado Líquido Densidad (kg/m 3 ) 813,0 Estado Líquido Aislamiento Coquilla BT-LV Espesor (mm) 80 Fabricante ISOVER Denominación DATOS DE DISEÑO Material de construcción Acero inoxidable AISI 316 Presión de diseño (bar) 3,5 Norma de diseño ASME Espesor por corrosión (mm) 1,5 Eficiencia de soldadura 0,85 Relación H/D 2 CONEXIONES Tamaño Entrada 1/8" Purga 1/8" Recirculación 1/8" Sensor de nivel 1/2" 215

228 Condensador PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Condensador DESIGNACIÓN COND Finalidad Condensar la mezcla bioetanol/agua para su recirculación en estado líquido Productos Mezcla bioetanol/agua gas y agua de la red DATOS DE OPERACIÓN TUBO ÁNULO Entrada Salida Entrada Salida Fluido Mezcla: bioetanol, agua Mezcla: bioetanol, agua Agua de la red Agua de la red Fase Gas Líquido Líquido Líquido Caudal total (kg/h) 8,1 8,1 194,2 194,2 Temperatura (ºC) Presión de operación (bar) Densidad (kg/m 3 ) 1,3 813, ,5 Viscosidad (kg/m s) 2,03E-04 4,46E-04 8,98E-04 6,90E-04 Calor específico (J/kg ºC) 2747,4 2393,9 4187,6 4182,3 Cond. térmica (W/m ºC) 0,02 0,32 0,65 0,58 Velocidad (m/s) 8,8 0,27 Coef. de película (W/m 2 ºC) 1596,4 513,0 Factor de ensuciamiento (W/m 2 ºC) 0,0001 0,0003 Calor intercambiado (W) 2256,4 Coef. global de transferencia (W/m 2 ºC) --- Área de intercambio (m 2 ) 0,16 DTLM (ºC) --- DATOS DE CONSTRUCCIÓN TUBO ÁNULO Material Acero inoxidable AISI 316 Acero inoxidable AISI 316 Diámetro nominal (") 1/2 1 Diámetro interno (mm) 15,8 26,6 Diámetro externo (mm) 21,3 33,4 Espesor (mm) 2,8 3,4 Norma ANSI ANSI Longitud (m) 3 3 Disposición Horizontal CONEXIONES Denomionación Tamaño Entrada tubo 1/2" Salida tubo 1/2" Entrada ánulo 1" Salida ánulo 1" 216

229 Bombas PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B2 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,01 Caudal de operación (l/h) 17,92 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 217

230 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B4 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,01 Caudal de operación (l/h) 16,56 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 218

231 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B5 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,01 Caudal de operación (l/h) 16,37 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 219

232 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B6 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,001 Caudal de operación (l/h) 0,87 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 220

233 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B7 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,001 Caudal de operación (l/h) 0,18 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 221

234 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B8 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,002 Caudal de operación (l/h) 9,96 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 222

235 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B9 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 75 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,001 Caudal de operación (l/h) 6,90 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 223

236 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba DESIGNACIÓN B10 Tipo Finalidad Peristáltica Impulsar el fluido de un equipo a otro Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 75 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 1,001 Caudal de operación (l/h) 3,05 Potencia de operación (kw) 0,09 Material Marca Modelo DATOS DE CONSTRUCCIÓN Hierro fundido Watson Marlow Petroproof SPX10/10 Unidades 8 Diámetro interior de la manguera (mm) 10 Presión máxima (bar) 7,5 Caudal máximo (l/h) 130 Potencia máxima (kw) 0,18 Velocidad de giro (rpm) Lubricante requerido (l) 0,25 Par de arranque máximo (N m) 120 CURVA CARACTERÍSTICA 224

237 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba de alta presión DESIGNACIÓN B1 Tipo Finalidad Operada neumáticamente Impulsar el fluido de un equipo a otro en la zona supercrítica Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 25 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 40,14 Caudal de operación (l/h) 25,48 Presión de aire (bar) 4 DATOS DE CONSTRUCCIÓN Material Acero inoxidable AISI 316 Marca Modelo Power Team PUA70B Unidades 4 Diámetro (mm) 19 Presión máxima (bar) 70 Caudal máximo (l/h) 30 Presión de aire mínima (bar) 2,8 Presión de aire máxima (bar) 6,9 Diámetro entrada aire ( ) 1/4 Peso (kg) 6 CURVA CARACTERÍSTICA 225

238 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Bomba de alta presión DESIGNACIÓN B3 Tipo Finalidad Operada neumáticamente Impulsar el fluido de un equipo a otro en la zona supercrítica Fluido Fase DATOS DE OPERACIÖN FAEE/aceite/bioetanol/glicerina/agua Líquido Temperatura de operación (ºC) 120 Presión de entrada aproximada (bar) 1 Presión de salida aproximada (bar) 40,10 Caudal de operación (l/h) 16,99 Presión de aire (bar) 4 DATOS DE CONSTRUCCIÓN Material Acero inoxidable AISI 316 Marca Modelo Power Team PUA70B Unidades 4 Diámetro (mm) 19 Presión máxima (bar) 70 Caudal máximo (l/h) 30 Presión de aire mínima (bar) 2,8 Presión de aire máxima (bar) 6,9 Diámetro entrada aire ( ) 1/4 Peso (kg) 6 CURVA CARACTERÍSTICA 226

239 Válvulas PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Válvula flash DESIGNACIÓN VF1, VF2 Tipo Finalidad De globo multietapas Despresurizar la corriente de salida de los reactores para la recuperación del bioetanol CONDICIONES DE SERVICIO Válvula Fluido Fase Presión de Presión de Temperatura Temperatura Caudal másico entrada (bar) salida (bar) de entr. (ºC) de salid. (ºC) (kg/h) VF1 Mezcla (1) L/G ,7 VF2 Mezcla L/G ,9 Característica de caudal El fluido tiende a DATOS DE OPERACIÓN Lineal Abrir el obturador Actuador Neumático A.O (aire para abrir) Posición en fallo de señal DATOS DE CONSTRUCCIÓN Cierra Diámetro nominal (") 3/4 Forma del cuerpo Asiento Material del cuerpo SS CF8M Forma del obturador Recto enjaulado Material del obturador CA6NM Nitrado Tipo de vástago estándar Asiento SS-316 Material del vástago ASTM A 564 Gr. 630 H1075 Tipo de conexiones Bridas Sello al vástago Grafito Tipo de bonete Espárrago Sello del cuerpo Grafito Material del bonete SS CF8M Temperatura máxima (ºC) 170 Presión máxima (bar) 100 (12 etapas) Marca MODELO MIL Controls Serie MIL Modelo (1) Mezcla: bioetanol,faee,aceite, glicerina y agua 227

240 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Válvula de control DESIGNACIÓN VC1-VC4 Tipo Finalidad De globo Control de la presión y el nivel en los separadores flash Válvula Fluido Fase CONDICIONES DE SERVICIO Presión de entrada (bar) Presión de salida (bar) Temperatura de entr. (ºC) Temperatura de salid. (ºC) Caudal másico (kg/h) VC1 Bioetanol/agua Gas ,73 VC2 Mezcla Líquido ,94 VC3 Bioetanol/agua Gas ,37 VC4 Mezcla Líquido ,56 Característica de caudal El fluido tiende a DATOS DE OPERACIÓN Lineal Abrir el obturador Actuador Neumático A.O (aire para abrir) Posición en fallo de señal Cierra Rango de temperatura -10 a 220 ºC Presión máxima (bar) 10 Cv 0, ,5 Rangeabilidad 50:1 con Cv >0,12 DATOS DE CONSTRUCCIÓN Diámetro nominal (") 1/8 (VC2-VC4) y 1/2 (VC1) Forma del cuerpo Asiento Material del cuerpo SS Tipo de vástago estándar Material del bonete A 316 Ti Material del obturador SS Asiento SS Sello del cuerpo SS Tipo de conexiones Rosca Marca MODELO Samson Serie Type 3510 Modelo

241 PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Válvula de corte DESIGNACIÓN V1-V6 Tipo Finalidad De bola Parar la planta en caso de fallo o por finalización de la operación CONDICIONES DE SERVICIO Válvula Fluido Fase Presión de Presión de Temperatura Caudal Densidad entrada (bar) salida (bar) (ºC) másico (kg/h) (kg/m 3 ) V1 Aceite Líquido ,6 926 V2 Bioetanol Líquido ,5 860 V3 Bioetanol, aceite y agua Líquido ,7 713,8 V4 Bioet., aceite, agua, glic. y FAEE Líquido ,9 817,4 V5 Bioet., aceite, agua, glic. y FAEE Líquido ,9 725,5 V6 Bioetanol y agua Líquido , Característica de caudal Actuador DATOS DE OPERACIÓN DATOS DE CONSTRUCCIÓN Diámetro nominal (") 1/8 Todo-nada Manual Forma del obturador bola Material del obturador A SS Tipo de vástago estándar Asiento RPTFE Material del vástago A SS Tipo de conexiones Rosca Sello al vástago RPTFE Cuerpo A351-CF8M Sello del cuerpo RPTFE Palanca/recubrimiento SS / vinilo Temperatura máxima (ºC) 315 Presión máxima (bar) 70 MODELO Marca: Apollo Serie: 76F-100-A Modelo: 76F A CURVA P/T 229

242 Red de tuberías PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Red de tuberías Finalidad Conectar los distintos equipos del sistema Nº de Corriente Material Fluido Estado Tramo Desde Hasta DN (") Schedule Q(m3/h) Presión (bar) Temperatura Aislamiento (ºC) Tipo Espesor (mm) 1 SS AISI 316 Aceite Liquido T1 M 1/8 40 0, SS AISI 316 Bioetanol Liquido T2 M 1/8 40 0, SS AISI 316 Mezcla 1 Liquido M INT1 1/8 80 0, , SS AISI 316 Mezcla 1 Liquido INT1 CE1 1/8 80 0, Coquilla BT-LV 40 5 SS AISI 316 Mezcla 1 Liquido CE1 R1 1/8 80 0, Coquilla AT-LR 40 6 SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido R1 INT1 1/8 80 0, Coquilla AT-LR 40 7 SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido INT1 VF1 3/4 80 0, Coquilla BT-LV 40 8 SS AISI 316 Mezcla 2 L/G VF1 SF1 3/4 40 0, Coquilla BT-LV 30 9 SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SF1 SEP L/L1 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Gaseoso SF1 Unión1 (Te) 1/2 40 5, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SEP L/L1 Unión2 (Te) 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SEP L/L1 TBF1 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido TBF1 INT2 1/8 80 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido INT2 CE2 1/8 80 0, Coquilla AT-LR SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido CE2 R2 1/8 80 0, Coquilla AT-LR SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido R2 INT2 1/8 80 0, Coquilla AT-LR SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido INT2 VF2 3/4 80 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 L/G VF2 SF2 3/4 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SF2 SEP L/L2 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Gaseoso SF2 Unión1 (Te) 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SEP L/L2 Unión2 (Te) 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido SEP L/L2 BIODIESEL 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 2 Liquido Unión2 (Te) GLICERINA 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Gaseoso Unión1 (Te) COND 1/2 40 6, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Liquido COND TBF2 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Liquido TBF2 PURGA 1/8 40 0, Coquilla BT-LV SS AISI 316 Mezcla 3 Liquido TBF2 M 1/8 40 0, Coquilla BT-LV 30 Nota: Mezcla 1: Aceite, bioetanol y agua. Mezcla 2: FAEE, aceite, bioetanol, glicerina y agua. Mezcla 3: Bioetanol y agua. En distintas proporciones.

243 Instrumentación PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Transmisor de temperatura DESIGNACIÓN TT1, TT2, TSH1, TSH2 TIPO Termorresistencia CONDICIONES DE SERVICIO Sensor Fluido Estado Presión (bar) Temperatura (ºC) Equipo TT1 Mezcla Líquido R1 TT2 Mezcla Líquido R2 TSH1 Mezcla Líquido SF1 TSH2 Mezcla Líquido SF2 Alimentación Señal de salida DATOS DE OPERACIÓN 24 V DC 4-20 ma Variable medida Temperatura Tiempo de respuesta 90% 18 s Método de medida Variación de resistencia en circuito Span ºC máx: -200 a 600 ºC Calibrado Si Ajuste del Deriva --- Si cero Sensibilidad ± 0,3 ºC Indicador en campo Si DATOS DE CONSTRUCCIÓN Elemento sensor Pt-100 Vaina SS-316 DN conexión al proceso (") 1/2 Tipo y norma DIN Conexión al proceso Rosca Presión máxima (bar) 42 Temperatura máxima (ºC) 600 Dimensiones Diámetro 12 mm, longitud 10 cm Peso total (kg) 1,5 Certificaciones ATEX Temperatura ambiente (ºC) DATOS DE INSTALACIÓN mín: -20 máx: 80 Distancia máxima unidad sensible - cámara de transmisión NP Posición Soporte Filtro reductor Suministrador Modelo MODELO Vertical No No ABB TSP331 + TTF

244 PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Transmisor de presión diferencial DESIGNACIÓN PT1, PT2, PT3, PT4 TIPO Capacitivo CONDICIONES DE SERVICIO 76 Indicador Fluido Estado Presión (bar) Temperatura (ºC) Equipo PT1 Mezcla Líquido R1 PT2 Mezcla Líquido SF1 PT3 Mezcla Líquido R2 PT4 Mezcla Líquido SF2 DATOS DE OPERACIÓN Alimentación 24 V DC Señal de salida 2x4-20 ma analógica (lineal y cuadrática) Variable medida Presión Tiempo de respuesta 90% 255 ms Método de medida Variación de resistencia por desplazamiento Span 0-2 bar máx: -1 a 50 bar Calibrado Si Deriva +- 0,2% span en 10 años Ajuste del cero Si Sensibilidad +- 0,055 x span Indicador en campo Si DATOS DE CONSTRUCCIÓN Elemento sensor Membrana Material en contacto con el resistiva proceso Neobee M-20 DN conexión al proceso (") 1/2 Tipo y norma ASME B-16.5 Conexión al proceso Rosca Material de juntas SS 316 Temperatura máxima (ºC) Presión máxima (bar) 52 Dimensiones (") Norma conexión eléctrica 4x9x10 Alimentación DIN Señal de salida DIN Peso total (kg) 12,3 Certificaciones ATEX Temperatura ambiente (ºC) DATOS DE INSTALACIÓN Distancia máxima unidad sensible - cámara de transmisión Posición Soporte Filtro reductor mín: -40 máx: m Vertical MODELO Suministrador Emerson Serie 3051S Modelo S_L Classic Nota: Mezcla: FAEE, aceite, bioetanol, glicerina y agua, en distintas proporciones. No No 76 Los 4 sensores que se especifican en esta hoja también miden nivel de líquido en tanques, por tanto para los equipos en los que están instalados también se utilizan para ello, aún dicho esto se vuelven a especificar a continuación. 77 Los transmisores de PT1 y PT3 incorporan conjunto de sellos modelo 1199 montado utilizando capilares, que permite medir presiones hasta una temperatura de 315 ºC. 232

245 PLANTA SISTEMA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Indicador de nivel DESIGNACIÓN LI1-LI8, LT1, LT2 TIPO Presión diferencial CONDICIONES DE SERVICIO Indicador Fluido Estado Presión (bar) Temperatura (ºC) Equipo LI1 Aceite Líquido 1 25 T1 LI2 Bioetanol Líquido 1 25 T2 LI3 Mezcla 1 Líquido R1 LI4 Mezcla 1 Líquido SEP L/L1 LI5 Mezcla 1 Líquido TBF1 LI6 Mezcla 1 Líquido R2 LI7 Mezcla 1 Líquido SEP L/L2 LI8 Mezcla 2 Líquido 1 75 TBF2 LT1 Mezcla 1 Líquido SF1 LT2 Mezcla 1 Líquido SF2 Alimentación Señal de salida DATOS DE OPERACIÓN 24 V DC 2x4-20 ma analógica (lineal y cuadrática) Variable medida Presión Tiempo de respuesta 90% 255 ms Método de medida Variación de resistencia por desplazamiento Span 0-2 bar máx: -1 a 50 bar Calibrado Si Deriva +- 0,2% span en 10 años Ajuste del cero Si Sensibilidad +- 0,055 x span Indicador en campo Si DATOS DE CONSTRUCCIÓN Elemento sensor Membrana Material en contacto con el resistiva proceso Neobee M-20 DN conexión al proceso (") 1/2 Tipo y norma ASME B-16.5 Conexión al proceso Rosca Material de juntas SS 316 Temperatura máxima (ºC) Presión máxima (bar) 52 Dimensiones (") Norma conexión eléctrica 4x9x10 Alimentación DIN Señal de salida DIN Peso total (kg) 12,3 Certificaciones ATEX Temperatura ambiente (ºC) DATOS DE INSTALACIÓN Distancia máxima unidad sensible - cámara de transmisión Posición Soporte Filtro reductor MODELO mín: -40 máx: m Vertical Suministrador Emerson Serie 3051S Modelo S_L Classic Nota: Mezcla 1: FAEE, aceite, bioetanol, glicerina y agua, en distintas proporciones. Mezcla 2: Bioetanol y agua. No No 78 Los indicadores de nivel LI3 y LI6 incorporan conjunto de sellos modelo 1199 montado utilizando capilares, que permite medir presiones hasta una temperatura de 315 ºC. 233

246 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Analizador de proceso DESIGNACIÓN AT Tipo Finalidad Cromatógrafo de líquidos Controlar la composición del producto de la planta (Biodiesel) COMPONENTES Bomba gradiente BETA 10 Detector UV-VIS SAPHIRE Termostato de columna LCO 102 SINGLE Desgasificador DG 3014 on-line, de 4 canales Válvula dosificadora de inyección Toma de muestras cíclico 20 µl SS Columna Kromasil 205x4,6 mm Caja para frascos MF1 3 Recipientes moviles LCT 02 de 1 litro 3 Filtros móviles SS 2 µm, 1/8" Jeringa Hamilton 705NR 50 µl Software cromatográfico ECOMAC Estación de adquisión de datos CLARITY Tarjeta de conversión A/D INT7, 1 canal Software de control directo LC Pumps CLARITY 3 Cables 9pin RS232 3 Cables con conversor RS232-USB Unidad lógica PANDA 30 START + MARK USB Accesorios para el sistema analítico DATOS DE DISEÑO Velocidad de flujo (ml/min) 0,01-10 Presión máxima (Mpa) 40 Longitud de onda (nm) Posibilidad de variar la longitud de onda Eliminación continua de gas Estabilización de la temperatura Si Si Si Precisión en la estabilización de la temperatura ±0,1ºC 234

247 PLANTA Producción de Biodiesel a partir de microalgas y mediante transesterificación con bioetanol supercrítico SISTEMA Transesterificación con bioetanol supercrítico EQUIPO Relé de estado sólido DESIGNACIÓN --- Finalidad Variar el flujo de calor que cede el calentador eléctrico DATOS GENERALES Rigidez dieléctrica (Vrms) (50/60 Hz) 2500 Resistencia mínima de aislamiento (Ω) 10 9 Capacidad máxima (pf) 15 Rango de temperatura ambiente en operación (ºC) Rango de temperatura ambiente almacenamiento (ºC) Peso (g) 11 Carcasa Entrada DATOS DE OPERACIÓN Resina epoxi Salida Rango de control voltaje (VDC) 3-10 Voltaje de operación (VDC) Voltaje de encendido (VDC) 3 Maxíma fuga de corriente (µa) 100 Voltaje de apagado (VDC) 1 Intensidad máxima (A) 3 Intensidad nominal (ma) 15 Intensidad mínima (A) 0 Impedancia nominal (Ω) 300 Resistencia máxima (Ω) 0,2 Tiempo encendido máx. (ms) 1 Máximo impulso corriente (A) 30 (10 ms) Tiempo apagado máx. (µs) 300 Máxima pérdidad voltaje (VDC) 0,6 MODELO CURVA INTENSIDAD / TEMPERATURA AMBIENTE Marca Serie Modelo Crydom CMX CMX200D3 235

248

249 6.- PRESUPUESTO 237

250

251 6.1.- ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS TANQUES La estimación del coste de los tanques se realizará calculando el peso de dicho equipo y multiplicándolo por el precio unitario del material de fabricación 79. El peso del equipo se obtiene sumando el del cuerpo cilíndrico con el del fondo y la tapa. Se dispone de todos los datos necesarios, ya que se han calculado las dimensiones de todos los tanques y sus espesores, excepto la densidad del material de fabricación (acero inoxidable AISI 316). La densidad del acero inoxidable AISI 316 es de 7980 kg/m Por tanto, el peso del cuerpo, fondo y tapa se calcula con las siguientes ecuaciones obtenidas en el artículo de referencia: P FC = ρ ac e D G 2 (103) P C = ρ e π D H ac (104) P TE = (13,64 7,10 D + 129,47 D ) ρ e ac (105) donde P FC es el peso del fondo cónico (kg), ρ ac es la densidad del acero (kg/m 3 ), e es el espesor de la chapa de acero (m), D es el diámetro del tanque (m), G es la generatriz del fondo cónico (m), P C es el peso del cuerpo (kg), H es la altura del tanque (m) y P TE es el peso del fondo o tapa elíptica (kg). El precio del acero inoxidable AISI 316 es de 1,99 /kg. Este precio se ha obtenido del artículo de Gómez J., S., donde se da el precio en pesos mejicanos antiguos, por lo que para pasarlo a euros se ha tenido en cuenta la evaluación que tuvo dicha moneda en el año El precio incluye la mano de obra que se necesita para la fabricación del tanque, así como el suministro y montaje del mismo. Por tanto, multiplicando el precio del acero por el peso total del tanque, se obtiene una estimación del precio de dicho tanque. El precio que se obtiene por este método de estimación está referido al año 1989, por lo que es necesario referirlo al año Para ello se utilizan los índices de Marshall. El índice de 79 Gómez, J. S., Zamora, R. E., Estimación de costos de intercambiadores de calor, tanques y bombas centrífugas, Tecnología y Ciencia Ed. (IMIQ), vol. 7, núm. 1, pp Catálogo de la empresa ThyssenKrupp Aceros y Servicios S.A. 239

252 Marshall del año 1989 es de 895,1 81, mientras que el del primer trimestre de 2011 es de 1490,2 82. La expresión que permite referir el precio al año 2011 es la siguiente: C 2011 = C 1989 I I (106) donde C 2011 es el coste del equipo referido al año 2010, C 1989 es el coste del equipo referido al año 1989, I 2010 es el índice de Marshall para el año 2010 y I 1989 es el índice de Marshall para el año Por último, se le añade el coste de ingeniería que para tanques pequeños es del 25% del coste de fabricación 83. En la Tabla 6.1 se muestran los resultados obtenidos al aplicar el método especificado. TABLA 6.1 RESULTADOS COSTE DE TANQUES Tanque D (m) H (m) Espesor (mm) Peso del tanque (kg) Precio del acero inoxidable AISI 316 ( /kg) Precio 1989 ( ) Precio 2011 ( ) Coste de Ingeniería ( ) Precio Total ( ) T1 (Aceite) 0,7 1,9 0, ,5 1,99 402,5 670,1 167,5 837,6 T2 (Bioetanol) 0,5 1,4 0, ,7 1,99 218,0 363,0 90,7 453,7 R1 0,3 0,6 0,012 98,5 1,99 195,84 326,0 81,5 407,6 R2 0,45 0,9 0, ,1 1,99 509,1 847,5 211,9 1059,4 SF1 0,3 1,2 0,005 63,6 1,99 126,5 210,5 52,6 263,2 SF2 0,3 1,2 0,005 63,6 1,99 126,5 210,5 52,6 263,2 SP-LL1 0,2 0,6 0,005 28,9 1,99 57,5 95,7 23,9 119,7 SP-LL2 0,2 0,6 0,005 28,9 1,99 57,5 95,7 23,9 119,7 TBF1 0,3 0,6 0,005 41,0 1,99 81,6 135,9 34,0 169,8 TBF2 0,25 0,5 0,005 31,6 1,99 62,8 104,6 26,1 130,7 81 Blank, L., Tarkin, A., Ingeniería Económica, 5ª Edición, McGraw Hill, 1999, p Revista Chemical Engineering, Abril 2011, p Op Cit, Gómez, J. S., p

253 6.2.- ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS INTERCAMBIADORES DE CALOR Y DEL CONDENSADOR Todos los equipos de intercambiado de calor son de doble tubo. Para estimar el precio de estos equipos se parte de un precio base. Este precio base se obtiene de la Figura 6.1, dependiendo dicho precio del área de intercambio del equipo. FIGURA 6.1 PRECIO BASE DE LOS INTERCAMBIADORES DE CALOR Fuente: Ávalos, G., Ensalzado, R., Valero, A.M., Seminario Nº 3: Intercambiadores de Calor, Venanpro Soluciones en ingeniería, Sartenejas, febrero 2010, p. 21. A continuación, se utilizan unos coeficientes de corrección en lo que se refiere a material de fabricación, presión de operación y año al que está referido el precio. En primer lugar, se corrige el precio base por material de fabricación y presión de operación, obteniéndose los factores de corrección de la siguiente forma: 241

254 - Material de construcción: el factor de corrección para tubos de acero inoxidable es de Presión de operación: el factor de corrección se obtiene de la Figura 6.2, donde se representa dicho factor en función de la presión de operación y el tipo de intercambiador utilizado. FIGURA 6.2 FACTOR DE CORRECCIÓN POR PRESIÓN DE OPERACIÓN Fuente: Ávalos, G., Ensalzado, R., Valero, A.M., Seminario Nº 3: Intercambiadores de Calor, Venanpro Soluciones en ingeniería, Sartenejas, febrero 2010, p. 22. Los dos factores de corrección obtenidos se multiplican y con este se entra en la Figura 6.3. En esta figura se muestra el factor de corrección global por el que hay que multiplicar el precio base, en función del producto anteriormente indicado y el tipo de intercambiador. 84 Ávalos, G., Ensalzado, R., Valero, A.M., Seminario Nº 3: Intercambiadores de Calor, Venanpro Soluciones en ingeniería, Sartenejas, febrero 2010, p

255 FIGURA 6.3 FACTOR DE CORRECCIÓN GLOBAL Fuente: Ávalos, G., Ensalzado, R., Valero, A.M., Seminario Nº 3: Intercambiadores de Calor, Venanpro Soluciones en ingeniería, Sartenejas, febrero 2010, p. 23. El precio que se obtiene con este método está referido al año 1985; por tanto, es necesario referirlo al año 2011 tal y como se hace en la estimación del coste de los tanque en el apartado anterior. El índice de Marshall para el año 1985 es de 789,6 85. Como se aprecia en la Figura 6.1, el coste base está en dólares americanos ($), por tanto. es necesario pasar el precio obtenido a euros ( ). Para ello se utiliza un factor de 0,69895 /$ 86, valor del día 28/07/ Op Cit, Blank, L., p

256 En la Tabla 6.2 se muestran los resultados obtenidos al aplicar el método especificado. TABLA 6.2 RESULTADOS COSTE DE INTERCAMBIADORES Intercambiador Area de intercambio (m 2 ) Coste base ($) Factor de corrección material Presión de operación (bar) Factor de corrección presión Factor de corrección global Precio 1985 ($) Precio 2011 ($) Precio 2011 ( ) INT1 0, ,3 5, ,0 5909,6 INT2 0, ,3 5, ,0 7571,7 COND 0, , ,8 4788, ESTIMACIÓN DEL COSTE DE LOS FOTOBIORREACTORES El coste de los fotobiorreactores se va a estimar a partir del precio por unidad de área instalada y de la superficie total de fotobiorreactores. El precio por unidad de área es de 50 $/m 287, para fotobiorreactores sencillos, es decir, sin contar los mecanismos de impulsión, tuberías auxiliares, etc. Cabe indicar que el precio especificado está referido al año 1998, por lo que una vez calculado el coste total de los fotobiorreactores, se utilizarán los índices de Marshall correspondientes para referirlo al año El área total de fotobiorreactores es de m 2 (véase apartado ). Con esto, se obtiene un coste total de , COSTE DE INVERSIÓN En la Tabla 6.3 se muestra el coste de inversión de la planta desglosado por sistemas y por zonas diferenciables del proceso. Hay que decir que todos los precios, excepto los estimados en los apartados anteriores de este capítulo, han sido obtenidos del fabricante o suministrador de cada equipo. 87 Tredici, M. R., Zittelli, G., Benemann, J., A tubular integral gas exchange photobioreactor for biological hydrogen production, Biohydrogen, editado por Zaborsky, O., Ed. Plenium Press, Nueva York, 1998, p

257 SISTEMA DE CULTIVO DE MICROALGAS Y EXTRACCIÓN DEL ACEITE EN ELLAS CONTENIDO SISTEMA DE TRANSESTERIFICACIÓN CON BIOETANOL SUPERCRÍTICO Cultivo de microalgas Red de abastecimiento de aire Red de abastecimiento de CO 2 TABLA 6.3 COSTE DE INVERSIÓN Equipo Unidades Precio por unidad ( ) Precio total Fotobiorreactor 14418,5 m 2 49,04 /m ,5 Cepas de microalgas , ,0 Soplante ,0 Válvula de compuerta 900 7, ,0 Tubería (1 ¼ ") m 0,63 /m ,8 Tubería (1/2") 180 m 0,29 /m 52,2 Codo (1") 150 0,14 21,0 Té (1") 75 0,21 15,8 Té (1 ¼ "-1/2") 900 0,18 162,0 Té (1/2") 900 0,03 27,0 Bombona CO ,0 Válvula de compuerta 900 6, ,0 Tubería (1/8") m 0,084 /m 1.401,1 Té (1/8") ,006 10,8 Filtración Filtro microscreener ,0 Prensado Prensa ,0 Almacenamiento de Tanque de aceite ,0 materias primas Tanque de bioetanol ,0 Optimización Intercamiador ,0 energética Intercambiador ,0 Acondicionamiento de materias primas y Calentador eléctrico ,0 control de la planta Calentador eléctrico ,0 Reactor ,0 Reacción química Agitador ,0 Reactor ,0 Agitador ,0 Recuperación de Separador flash ,0 bioetanol Tanque buffer ,0 Recuperación de glicerina Recirculación de bioetanol Desacoplar las 2 etapas de reacción Impulsión Válvulas Instrumentación Separador líquido-líquido ,0 Condensador ,0 Tanque buffer ,0 Bomba de alta presión ,0 Bomba peristáltica ,0 Válvula de control flash ,0 Válvulas de control ,0 Válvula de corte ,0 Sensor de temperatura ,0 Sensor de presión ,0 Sensor de nivel ,0 Cromatógrafo liquido ,0 Relé estado sólido ,0 Red de tuberías ,3 COSTE TOTAL DE INVERSIÓN ( ) ,5 245

258 En cuanto al precio de la red de tuberías, éste se ha obtenido sabiendo que representa un tercio del coste total de la planta 88. Por tanto, el precio de la red de tuberías se considera como un 33 % del coste total del sistema de transesterificación con bioetanol supercrítico, ya que el coste de las tuberías del sistema de cultivo de microalgas sí se ha contabilizado. El coste de inversión es elevado, pero hay que tener en cuenta que el mayor coste es el de los fotobiorreactores. Si se hace un análisis de cuanto aceite se genera con esa inversión, se obtienen 100 kg/día en una superficie aproximada de 1,5 hectáreas, con una vida útil bastante larga. Si se compara este rendimiento con el de los cultivos vegetales más utilizados en la producción de biodiesel, con las microalgas se obtiene una mejora de aproximadamente el 1.000% (véase Tabla 2.1). Por tanto, se puede concluir que esta inversión puede rentabilizarse y es acorde a los beneficios que genera COSTE DE PRODUCCIÓN En este apartado, se va a calcular el precio de obtención de 1 litro de biodiesel. En primer lugar se contabilizan todos los costes referidos a materias primas y energía (kw) para la producción diaria de la planta. En la Tabla 6.4 se muestran la cantidad total de materias primas necesarias, el consumo total de energía, sus precios unitarios y el coste total de cada concepto junto con el total. Una vez obtenido el coste total de producción diaria se calcula el coste de producir un litro de biodiesel. Para ello se utiliza la siguiente expresión: C = CT P ρ (107) donde C es el coste por litro de biodiesel ( /l), C T es el coste total de producción diaria (350,4 ), P es la producción diaria de la planta (106,8 kg/día, ver Tabla 4.6b) y ρ es la densidad del biodiesel obtenido (0,88 kg/l, ver Tabla 4.7) 88 Ramírez, R. Diseño de una instalación de purificación de glicerina obtenida como subproducto en la producción de biodiesel, Proyecto Fin de Carrera Ingeniería Química, Universidad de Cádiz, 2007, p.179. En base a Eugene, F., Manual de recipientes a presión, Diseño y cálculo, Ed. Limusa S.A., México,

259 TABLA 6.4 COSTE DE PRODUCCIÓN DIARIA Cantidad Coste unitario Coste ( ) MATERIAS CO 2 844,5 kg 0,21 /kg ,3 PRIMAS Bioetanol 42,5 l 0.66 /l 90 28,1 AUXILIAR Agua 1,5 m 3 1,13 /m ,7 ENERGÍA Soplantes 112,5 kw 0,14 /kwh ,0 Prensa 9,2 kw 0,14 /kwh 10,3 Bombas 0,7 kw 0,14 /kwh 0,8 Agitadores 0,41 kw 0,14 /kwh 0,46 Calentadores eléctricos 3,2 kw 0,14 /kwh 3,6 COSTE TOTAL DE PRODUCCIÓN ( ) 348,3 Se obtiene un coste de 2,87 /l. Este coste es demasiado elevado, pero teniendo en cuenta que esta planta está pensada para disminuir las emisiones de CO 2 a la atmosfera y por tanto, para situarse en el entorno de una central emisora de CO 2, el precio de dicha materia prima se podría suprimir. Haciendo esto, se obtiene un coste de 1,41 /l. Aún así, el coste de producción sigue siendo elevado, pero a este coste seguiría siendo necesario restarle el beneficio obtenido por la venta de la glicerina (subproducto) y el de la biomasa con alto contenido proteico obtenido de las microalgas. El hecho de quitarle estos beneficios es relativo, ya que en la actualidad hay mucho excedente de glicerina debido al alto número de plantas de biodiesel, y además, el precio de la biomasa obtenida de las microalgas es muy fluctuante. Pero, aún dicho esto, vamos a calcular que beneficio supondría la venta de la biomasa para hacernos una idea de cuanto se podría dismiuir el coste. En el apartado (Diseño del proceso de secado) se obtuvo que la producción de microalgas secas es de 448,31 kg/día, de los cuales el 30% es aceite y el resto biomasa con alto contenido proteico. A continuación se obtiene la cantidad de biomasa obtenida por litro de biodiesel producido: 0,7 448, 31 P B = P ρ (108) donde P B es la producción de biomasa por litro de biodiesel producido

260 Se obtiene un valor de P B de 2,56 kg/l. Como se ha dicho antes, el precio de este subproducto es muy fluctuante, pero se puede tomar como referencia el estudio de Juschin (2007), el cuál concluyo que el precio en Holanda está entre 1 y 3 /kg. Aún asumiendo el precio más bajo, el coste de producción del biodiesel mejoraría considerablemente. Pero no es lógico tomar este dato como completamente fiable debido a que en este proyecto se realiza una ingeniería básica de la planta, con los errores económicos que ello conlleva, además de no haber contabilizado los costes de mantenimiento de equipos y mano de obra. Sin embargo, sí podemos concluir que este proceso supone una alternativa a estudiar más a fondo, a los combustibles fósiles, tanto en lo medioambiental (ya de sobra conocido) como en lo económico. 248

261 ANEXO I.- ELECCIÓN DEL FOTOBIORREACTOR 249

262

263 En este Anexo, se exponen las características de los principales tipos de fotobiorreactores utilizados para el crecimiento de cultivos de microalgas. Se realizará una breve descripción de cada tipo de reactor, que sirve de ayuda para entender la elección del reactor de este proyecto I.1.- TIPOS DE REACTORES SEGÚN SU CONFIGURACIÓN GEOMÉTRICA Antes de describir los tipos de reactores, cabe indicar que existen sistemas de crecimiento al aire libre, pero estos no entran en el estudio debido a sus numerosas desventajas, en cuanto a productividad, control de las condiciones, suministro de luz, etc. Además, no sería adecuado construir este sistema para una planta piloto, debido a su complejidad de ejecución. A continuación, se explican los fotobiorreactores estudiados. Estas descripciones se basan, principalmente, en el artículo de Carvalho, A., et al 93. I Reactor tubular vertical (VTR) Dentro de este grupo hay dos tipos de reactores que destacan por encima del resto, por su mayor utilización: el reactor airlift y el de columna borboteada. Se construyen en polietileno o en vidrio. Estos materiales permiten una buena penetración de luz y, además, no tienen un coste elevado. El aire enriquecido en CO 2 es burbujeado por el fondo, lo que provoca un suficiente tiempo de residencia del mismo, una eficiente extracción de O 2 y un buen mezclado. En la Figura I.1 se muestran los dos tipos de reactores. Esta tecnología, aunque muy usada, es bastante simple y conocida, con varias limitaciones derivadas de la fragilidad y poca versatilidad de los materiales utilizados. Además, llevar este sistema a escala industrial produce una disminución considerable de la productividad. 93 Carvalho, A., Meireles, L., Malcata, F. X., Microalgal Reactors: A Review of Enclosed System Designs and Performances, Biotechnol. Prog., 22, 2006, pp

264 FIGURA I.1 REACTOR TUBULAR VERTICAL. (A).- COLUMNA BORBOTEADA. (B).- AIRLIFT Entrada de aire Entrada de aire También se han estudiado VTR rígidos, fabricados en polietileno y con un control de temperatura llevado a cabo por un fluido refrigerante, que circula a través de la doble pared que posee el reactor. Este método se ha analizado tanto con luz artificial como con luz solar. Estos reactores proporcionan facilidad de operación y bajo coste, pero siguen teniendo el problema de que el aumento de escala es complicado. El aumento de escala conlleva un aumento en el volumen del reactor, pudiendo incrementarse la altura o el diámetro de la columna. Si se aumenta la altura de la columna, la eliminación de O 2 se produce en ciclos de tiempo más largos, bajando la productividad del reactor. Si se incrementa el diámetro se produce una disminución de la relación área/volumen y, como consecuencia, una disminución de la eficiencia fotosintética (aumento de la zona oscura). En la Figura I.2 se muestra la trayectoria que siguen las microalgas dentro de reactores tubulares, pudiéndose apreciar las zonas de luz y oscuridad, producidas por el apantallamiento de las demás células. Otro inconveniente radica en el elevado ángulo entre la luz incidente y la perpendicular al eje del reactor, lo que provoca una gran cantidad de luz reflejada y, por consiguiente, una pérdida en productividad. 252

265 FIGURA I.2 ILUSTRACIÓN DE LA TRAYECTORIA DE LA LUZ Y DE LOS CICLOS LUZ/OSCURIDAD (1) (1) organismos fotosintéticos. Zona fótica: zona en la que la intensidad de luz es suficiente para que puedan desarrollarse los La principal ventaja de este tipo de reactores es que el intercambio de gases y el crecimiento de las microalgas se producen en el propio reactor. I Reactor tubular horizontal (HTR) Estos reactores constan de dos partes: una en la se produce el intercambio de gases y otra dedicada al crecimiento de las microalgas. En cuanto al intercambio de gases hay varias opciones, pero la mejor, desde el punto de vista del aumento de escala, es usar un sistema airlift y una columna de desgasificación. El sistema airlift proporciona la velocidad de flujo necesaria para que no se opere con una elevada concentración de O 2, y la columna de desgasificación elimina el O 2 producido por la fotosíntesis de las microalgas. La zona de crecimiento se caracteriza por tener un adecuado ángulo de incidencia de la luz. Esto a su vez provoca un inconveniente operacional, debido a que se alcanzan temperaturas elevadas y requiere de un sistema de refrigeración. En la Figura I.3 se observan dos tipos de reactores tubulares horizontales. El primero de ellos, consiste en una serie de tubos paralelos, en los cuales la mitad de los tubos llevan el 253