EVALUACIÓN ECONÓMICA DE LA SEPARACIÓN MEDIANTE DESTILACIÓN DE...

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EVALUACIÓN ECONÓMICA DE LA SEPARACIÓN MEDIANTE DESTILACIÓN DE SOLUCIONES ACUOSAS DILUIDAS EN ETANOL Autora: María del Carmen Aguilar Laorden Tutor: Ángel Luis Villanueva Perales Departamento de Ingeniería Química y Medioambiental Escuela Técnica Superior de Ingenieros Universidad de Sevilla

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EVALUACIÓN ECONÓMICA DE LA SEPARACIÓN MEDIANTE

DESTILACIÓN DE SOLUCIONES ACUOSAS DILUIDAS EN ETANOL

Autora: María del Carmen Aguilar Laorden

Tutor: Ángel Luis Villanueva Perales

Departamento de Ingeniería Química y Medioambiental Escuela Técnica Superior de Ingenieros

Universidad de Sevilla

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AGRADECIMIENTOS A mis padres, porque gracias a ellos ha sido posible llegar hasta aquí. A Ángel Villanueva por confiar en mí y dedicarme su tiempo para la realización de este proyecto. A mis amigos y compañeros de clase por acompañarme en este camino.

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CONTENIDO

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CONTENIDO

ÍNDICE DE TABLAS...................................................................................................... v

ÍNDICE DE FIGURAS ................................................................................................. viii

1. OBJETIVO Y ALCANCE ......................................................................................... 11

2. ANTECEDENTES ..................................................................................................... 13

2.1. Marco del etanol como biocombustible............................................................... 14

2.2. Procesos para la obtención de bioetanol a partir de biomasa lignocelulósica ..... 18

2.2.1. Proceso biológico ......................................................................................... 18

2.2.1.1. Pretratamiento........................................................................................ 19

2.2.1.2. Transformación en monómeros básicos ................................................ 20

2.2.1.3. Conversión a etanol ............................................................................... 21

2.2.2. Proceso termoquímico .................................................................................. 21

2.2.2.1. Pretratamiento........................................................................................ 22

2.2.2.2. Transformación en gas de síntesis ......................................................... 22

2.2.2.3. Conversión a etanol ............................................................................... 23

2.2.3. Proceso híbrido............................................................................................. 23

2.2.3.1. Conversión a etanol ............................................................................... 23

2.3. Procesos para la obtención de bioetanol a partir de otras fuentes renovables..... 23

3. TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL......... 27

3.1. Procesos basados en el equilibrio líquido-vapor ................................................. 27

3.1.1. Destilación a vacío........................................................................................ 27

3.1.2. Destilación azeotrópica ................................................................................ 28

3.1.3. Destilación extractiva ................................................................................... 31

3.2. Procesos basados en la diferencia de tamaño molecular ..................................... 34

3.2.1. Tamices moleculares .................................................................................... 34

3.2.2. Separación con membranas .......................................................................... 37

3.3. Procesos híbridos................................................................................................. 38

3.3.1. Destilación simple en columna de fraccionamiento..................................... 40

3.3.2. Destilación simple en columna de fraccionamiento con recompresión de

vapor ....................................................................................................................... 40

3.3.3. Destilación doble efecto con reparto de la alimentación.............................. 41

3.3.4. Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación ............................... 42

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3.4. Mejoras de los procesos de fermentación para reducir el consumo de la

deshidratación de etanol ............................................................................................. 43

3.4.1. Fermentación extractiva ............................................................................... 43

3.4.2. Fase de separación inducida ......................................................................... 44

4. METODOLOGÍA....................................................................................................... 47

4.1. Alternativas seleccionadas para el estudio .......................................................... 47

4.2. Destilación simple en columna de fraccionamiento............................................ 48

4.2.1. Simulación.................................................................................................... 49

4.2.2. Diseño de equipos......................................................................................... 52

4.2.3. Costes ........................................................................................................... 60

4.3. Destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la

alimentación................................................................................................................ 65

4.3.1. Simulación.................................................................................................... 65

4.3.2. Diseño de equipos......................................................................................... 70

4.3.3. Costes ........................................................................................................... 74

4.4. Destilación doble efecto con reparto de la alimentación..................................... 79

4.4.1. Simulación.................................................................................................... 79

4.4.2. Diseño de equipos......................................................................................... 86

4.4.3. Costes ........................................................................................................... 90

4.5. Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación ...................................... 94

4.5.1. Simulación.................................................................................................... 95

4.5.2. Diseño de equipos....................................................................................... 103

4.5.3. Costes ......................................................................................................... 107

4.6. Destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

.................................................................................................................................. 110

4.6.1. Simulación.................................................................................................. 111

4.6.2. Diseño de equipos....................................................................................... 118

4.6.3. Costes ......................................................................................................... 121

5. ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES ........................................... 125

5.1. Análisis de resultados ........................................................................................ 125

5.2. Conclusiones...................................................................................................... 128

REFERENCIAS ........................................................................................................... 131

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES ......................................................................... 134

A.1. Costes de inversión........................................................................... 134

A.1.1. Costes de equipos ............................................................... 135

A.1.2. Otros costes de inversión.................................................... 144

A.2. Costes de operación.......................................................................... 146

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ÍNDICE DE TABLAS

Tabla 1. Ventajas e inconvenientes de las tecnologías usadas para la deshidratación del etanol .............................................................................................................................. 39

Tabla 2. Resultados del balance de materia para la columna simple ............................. 50

Tabla 3. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento........................................................................................... 51

Tabla 4. Coeficientes para el cálculo de la viscosidad de la mezcla etanol-agua........... 54

Tabla 5. Espaciamiento entre platos en función del diámetro de la columna ................ 55

Tabla 6. Resultados del diseño para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 59

Tabla 7. Costes de los equipos para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 61

Tabla 8. Capital de inversión para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 62

Tabla 9. Costes de operación para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 63

Tabla 10. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .......................................................................... 64

Tabla 11. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación............................. 68

Tabla 12. Factor de corrección DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilación en columna simple según configuración ...................................................... 73

Tabla 13. Resultados del diseño para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 73

Tabla 14. Costes de los equipos para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 75

Tabla 15. Capital de inversión para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 76

Tabla 16. Costes de operación para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 77

Tabla 17. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ............ 79

Tabla 18. Análisis de sensibilidad del sistema doble efecto para un coeficiente de reparto de la alimentación de 0,65.................................................................................. 83

Tabla 19. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación........................................................................................ 84

Tabla 20. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación................................................. 85

Tabla 21. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación............................................................................................... 89

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Tabla 22. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación............................................................................................... 91

Tabla 23. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación........................................................................................................... 92

Tabla 24. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación........................................................................................................... 93

Tabla 25. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación ................................................................... 94

Tabla 26. Presión de operación de la columna de agotamiento para el sistema doble efecto sin reparto de la alimentación .............................................................................. 96

Tabla 27. Condición termodinámica de la alimentación para la columna de agotamiento........................................................................................................................................ 98

Tabla 28. Variables especificadas en las simulaciones de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación............................................................................................. 100

Tabla 29. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación....................................................................................... 102

Tabla 30. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación................................................ 102

Tabla 31. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación............................................................................................. 106

Tabla 32. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación............................................................................................. 108

Tabla 33. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación......................................................................................................... 108

Tabla 34. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación......................................................................................................... 109

Tabla 35. Temperatura de burbuja de la alimentación a la columna de agotamiento con precalentamiento........................................................................................................... 111

Tabla 36. Temperatura final de la alimentación a la columna de agotamiento con precalentamiento........................................................................................................... 113

Tabla 37. Condición termodinámica de la alimentación para la columna de agotamiento con precalentamiento.................................................................................................... 113

Tabla 38. Variables especificadas en las simulaciones de destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 115

Tabla 39. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación.................................................116

Tabla 40. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación.......... 116

Tabla 41. Factor de corrección DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación según configuración .............. 119

Tabla 42. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 120

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Tabla 43. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 122

Tabla 44. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 122

Tabla 45. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 122

Tabla 46. Enumeración de las alternativas para el análisis de costes........................... 125

Tabla 47. Porcentaje sobre el total para capital de inversión y costes de operación en cada alternativa ............................................................................................................. 126

Tabla 48. Costes obtenidos para cada alternativa......................................................... 126

Tabla 49. Costes individuales de los servicios para cada alternativa ........................... 128

Tabla 50. Ahorro que supone la alternativa 3 frente al resto de configuraciones estudiadas ..................................................................................................................... 128

Tabla A 1. Máximo esfuerzo admisible en columnas .................................................. 136

Tabla A 2. Espesor mínimo de pared en función del diámetro de la columna............. 137

Tabla A 3. Factor FT según el tipo de bomba............................................................... 142

Tabla A 4. Facto FT según el tipo de motor de la bomba ............................................. 143

Tabla A 5. Costes incluidos en el total de capital de inversión .................................... 145

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ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 1. Estimación de la distribución de cultivos destinados a bioenergía en diferentes Estados de la Unión Europea.......................................................................................... 17

Figura 2. Ruta biológica para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico........................................................................................................................................ 18

Figura 3. Estructura de la materia lignocelulósica ......................................................... 19

Figura 4. Ruta termoquímica para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico................................................................................................................ 21

Figura 5.Ruta híbrida para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico. 23

Figura 6.Tecnología Coskata para la obtención de etanol a partir de gas natural .......... 24

Figura 7.Ruta híbrida para la obtención de etanol a partir de biogás ............................. 25

Figura 8. Equilibrio líquido-vapor para la mezcla etanol-agua a 1 atm de presión........ 27

Figura 9. Composición del azeótropo etanol-agua en función de la presión.................. 28

Figura 10. Configuración destilación a vacío................................................................. 28

Figura 11. Diagrama ternario de la mezcla etanol-agua-benceno .................................. 29

Figura 12. Configuración destilación azeotrópica.......................................................... 30

Figura 13. Configuración destilación extractiva con solventes...................................... 32

Figura 14. Configuración destilación extractiva con sales.............................................33

Figura 15. Configuración tamices moleculares .............................................................. 35

Figura 16. Curva de equilibrio del sistema etanol-agua en presencia de tamices moleculares..................................................................................................................... 36

Figura 17. Configuración sistema de pervaporación...................................................... 37

Figura 18. Configuración destilación simple en columna de fraccionamiento seguido de tamices moleculares........................................................................................................ 40

Figura 19. Configuración destilación simple en columna de fraccionamiento con recompresión de vapor seguido de tamices moleculares................................................ 41

Figura 20. Configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación seguido de tamices moleculares ..................................................................................... 42

Figura 21. Configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación seguido de tamices moleculares ..................................................................................... 43

Figura 22. Configuración fermentación extractiva......................................................... 44

Figura 23. Asociación etanol-agua ................................................................................. 44

Figura 24. Configuración fase de separación inducida................................................... 45

Figura 25. Esquema usado en la simulación de destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 49

Figura 26. Relación de la relación de reflujo y el calor necesario en el hervidor con el número de etapas para destilación en columna simple...................................................52

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Figura 27. Relación entre la eficacia global y el producto de volatilidad y viscosidad . 53

Figura 28. Hervidor tipo Kettle ...................................................................................... 56

Figura 29. Costes resultantes de la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 64

Figura 30. Reparto de la alimentación para líquido subenfriado y líquido saturado, respectivamente .............................................................................................................. 65

Figura 31.Esquema usado en la simulación de destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 66

Figura 32. Comparativa de la carga necesaria en el hervidor para el sistema con y sin precalentamiento para destilación simple en columna de fraccionamiento ................... 69

Figura 33. Factor de corrección para diferentes intercambiadores de calor................... 72

Figura 34. Costes resultantes de la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación ................................................ 78

Figura 35. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto con reparto de la alimentación.................................................................................................................... 81

Figura 36. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación................................................................................................................ 94

Figura 37. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación.................................................................................................................... 97

Figura 38. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención del 20% p/p (8,9% n/n) de etanol a 2,29 atm..................................... 98

Figura 39. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 2,85 atm...................................... 99

Figura 40. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 3,5 atm........................................ 99

Figura 41. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación.............................................................................................................. 110

Figura 42. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 112

Figura 43. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 2,59 atm................................. 114

Figura 44. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 26 atm................................... 115

Figura 45. Comparativa de la carga necesaria en el hervidor para el sistema con y sin precalentamiento para destilación doble efecto sin reparto de la alimentación ........... 117

Figura 46. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación ....................................................... 123

Figura 47. Comparativa de los costes totales ............................................................... 126

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CAPÍTULO 1

OBJETIVO Y ALCANCE

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

OBJETIVO Y ALCANCE 11

1. OBJETIVO Y ALCANCE

El objetivo del presente documento es proponer y evaluar económicamente diferentes configuraciones de columnas de destilación para obtener etanol anhidro a partir de soluciones muy diluidas de etanol. Para cumplir dicho objetivo, inicialmente se hace un estudio de las técnicas utilizadas en la obtención de etanol anhidro, que se usará como base para plantear las alternativas que mejor se adapten al procesamiento de soluciones diluidas. La elección de la alternativa que mejor se adapte a las necesidades, se hará mediante un análisis comparativo de costes. Para ello, se usará la herramienta Aspen Plus®, programa que permite la simulación de procesos para obtener los datos necesarios para el diseño de los equipos y con ello calcular los costes.

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CAPÍTULO 2

ANTECEDENTES

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

ANTECEDENTES 13

2. ANTECEDENTES

Entre los años 70 y 80, ante la crisis del petróleo y la preocupación por el cuidado del medio ambiente, surge la necesidad de encontrar alternativas a la dependencia de los combustibles fósiles. En el año 1972, la Conferencia de las Naciones Unidas sobre el Medio Ambiente, reunida en Estocolmo, ya aludía a la necesidad de seguir unos principios comunes que llevaran a la preservación y mejora del medio ambiente. Más tarde, la Convención Marco sobre el Cambio Climático de las Naciones Unidas, a través del Protocolo de Kyoto, establecía un aumento del uso de formas nuevas y renovables de energía que redujeran las emisiones de gases efecto invernadero, promoviendo, de esta manera, el desarrollo sostenible [1]. Actualmente, a nivel nacional, el Plan de Energías Renovables 2011-2020, incluye el diseño de nuevos escenarios energéticos y la incorporación de objetivos acordes con la Directiva 2009/28/CE del Parlamento Europeo y del Consejo, de 23 de abril de 2009, relativa al fomento del uso de energía procedente de fuentes renovables. Las fuentes de energía renovables a las que se refiere este Plan son las siguientes: biocarburantes y biolíquidos, biogás, biomasa, energías del mar, eólica, geotermia y otras energías del ambiente, hidroeléctrica, residuos (municipales, industriales y lodos de EDAR) y solar (fotovoltaica, térmica y termoeléctrica) [2]. En relación al presente estudio, las fuentes de energía renovables a considerar son los biocarburantes, denominados así por estar producidos a partir de biomasa. De manera general, la biomasa se define como toda aquella materia orgánica, de procedencia vegetal o animal, que ha tenido su origen inmediato a través de un proceso biológico. Según la Orden ITC/2877/2008, de 9 de octubre, por la que se establece un mecanismo de fomento del uso de biocarburantes y otros combustibles renovables con fines de transporte, se consideran biocombustibles los productos enumerados a continuación [3]:

a) «bioetanol»: alcohol etílico producido a partir de productos agrícolas o de origen vegetal, ya se utilice como tal o previa modificación o transformación química;

b) «biodiésel»: éster metílico o etílico producido a partir de grasas de origen

vegetal o animal; c) «biogás»: combustible gaseoso producido por digestión anaerobia de biomasa; d) «biometanol»: alcohol metílico obtenido a partir de productos de origen agrícola

o vegetal, ya se utilice como tal o previa modificación o transformación química;

e) «biodimetileter»: DME (dimetiléter) producido a partir de la biomasa; f) «bioETBE»: ETBE (etil ter-butil éter) producido a partir del bioetanol; g) «bioMTBE»: MTBE (metil ter-butil éter) producido a partir del biometanol; h) «biocarburantes sintéticos»: hidrocarburos sintéticos o sus mezclas, producidos a

partir de la biomasa;

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

ANTECEDENTES 14

i) «biohidrógeno»: hidrógeno producido a partir de la biomasa u otras fuentes renovables de energía;

j) «aceite vegetal puro»: aceite obtenido a partir de plantas oleaginosas, crudo o

refinado, pero sin modificación química; k) «Otros biocarburantes»: otros combustibles para transporte producidos a partir

de biomasa, tales como otros bioalcoholes, bioesteres y bioéteres distintos de los enumerados; los productos producidos por tratamiento en refinería de biomasa, como el hidrobiodiésel, la biogasolina y el bioLPG; y los carburantes de biorefinería.

Entre los biocombustibles citados anteriormente, es de especial interés en este documento el bioetanol, tanto las materias primas como los procesos usados para su obtención.

2.1. Marco del etanol como biocombustible

La importancia del etanol (o alcohol etílico) en la industria de los carburantes radica en su composición, ya que posee un 35% de oxígeno en su estructura, siendo su fórmula CH3CH2OH. El etanol se añade como aditivo oxidante a la gasolina para mejorar la combustión de la mezcla aire-combustible, generando menor emisión de gases a la atmósfera. Este compuesto puede añadirse a la gasolina en cantidades variables, distribuyéndose en mezclas comunes como la llamada E10 (10% de etanol y 90% de gasolina, también conocida como gasohol) o la E85 (85% de etanol y 15% de gasolina). El etanol puro también puede usarse como combustible modificando las condiciones mecánicas del motor. El bioetanol se puede obtener a partir de diferentes fracciones de biomasa:

a) Azucarada, constituida por un elevado contenido en azúcares solubles, en forma de monosacáridos (glucosa, fructosa) en pulpa de frutas o disacáridos como la sacarosa presente en la remolacha (Beta vulgaris L.), el sorgo dulce (Sorghum bicolor L.) y la caña de azúcar (Saccharum sp.).

b) Amilácea, en cuya composición predominan los polisacáridos de reserva como

el almidón (polímero de glucosa) o inulina (polímero de glucosa y fructosa). Los granos de cereal y de tubérculos de patata constituyen una abundante fuente de almidón. La inulina está presente en tubérculos de pataca (Helianthus tuberosus L.), rizomas de achicoria (Cichorium sp.) y dalia (Dhalia sp.).

c) Lignocelulósica, es aquella cuyos componentes mayoritarios son polisacáridos

de elevado peso molecular, la celulosa y hemicelulosa, y una macromolécula fenólica, la lignina. Se emplean en la producción de biocombustibles sólidos con fines térmicos y/o eléctricos y para la producción de biocombustibles de segunda generación. Este tipo de biomasa puede ser tanto herbácea como leñosa.

Según el elemento usado como materia prima para la obtención de etanol, se ha tenido un desarrollo tecnológico diferente a nivel mundial.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

ANTECEDENTES 15

Se puede decir que Brasil, a través del Programa PROALCOOL, representó una gran innovación en el uso del etanol como combustible, desarrollando la tecnología de motor bivalente, la cual permite a los usuarios mezclar cualquier proporción de etanol y gasolina en el tanque. Actualmente, Brasil es el mayor productor de etanol como combustible del mundo, usando como materia prima caña de azúcar. En Estados Unidos, la mayoría de bioetanol es producido a partir de maíz, siendo menos eficiente que el producido a partir de azúcar, en términos de área plantada requerida. En el año 2005, comenzó a producir la primera planta de etanol para uso como combustible en Colombia, habiendo especial interés en la yuca (mandioca) y nuevas plantaciones de caña de azúcar, aunque aún no se ha conseguido producir carbohidratos a bajo precio. El gobierno de Canadá hace uso del programa de la extensión del etanol como parte de su estrategia para ocuparse del cambio climático, convirtiéndose en uno de los primeros países que produce etanol en base a la celulosa. China, además de las importantes inversiones en energía y tecnología solar, eólica y biomasa, tiene en cuenta el interés por los biocombustibles, y por ello elabora este biocombustible en base a maíz principalmente. En la Unión Europea, una de las opciones para la producción de bioetanol, es mediante la introducción de cultivos energéticos, ya que, al contrario de lo que ocurre en Brasil o en Estados Unidos, no existen excedentes agrícolas de forma natural. Este es el principal problema que entraña la producción de bioetanol de primera generación, ya que la tendencia a producir bioenergía a gran escala conlleva riesgos ambientales a tener en cuenta. La ampliación de las tierras de cultivo en Europa para satisfacer la demanda combinada de alimentos y combustible tendría serios impactos en la biodiversidad y dañaría los recursos hídricos y edáficos. Existe, entre otros, un efecto en cadena originado por el cambio del uso del suelo, a medida que Europa recorta las exportaciones de madera, otras partes del mundo aumentarían la producción maderera para llenar el hueco, lo que conlleva un efecto en el precio de los alimentos significativo. Es por este motivo, por el que la Agencia Europea de Medio Ambiente (AEMA), ha hecho un estudio sobre la elección y gestión correcta de los cultivos para reducir los riesgos medioambientales, siendo preferible que los biocombustibles procedan de fuentes que no compitan con la producción de alimentos. La Organización para la Cooperación y el Desarrollo Económicos (OCDE) estima que las medidas de apoyo a los biocombustibles actuales y previstas en la Unión europea y los Estados Unidos provocarán a medio plazo un aumento del 8%, 10% y 33% de los precios medios del trigo, del maíz y de los aceites vegetales, respectivamente. Para evitar esta competencia por el uso del suelo y agua entre cultivos energéticos y cultivos alimentarios, la Unión Europea hace distinción entre bioetanol de primera generación, que es aquel cuya materia prima proviene del sector alimentario; y el bioetanol de segunda generación, para el que pueden utilizarse diferentes materias primas no alimentarias, como material lignocelulósico, residuos forestales, residuos de industrias alimentarias, Residuos Sólidos Urbanos (RSU), la Fracción Orgánica de los

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RSU (FORSU), neumáticos fuera de uso, residuos de cultivos energéticos, entre otros. De esta manera, los biocarburantes de segunda generación pueden favorecer reducciones más importantes de las emisiones de gases de efecto invernadero y pueden reducir otros efectos adversos, como el uso de fertilizantes. Un estudio realizado por la AEMA en 2010, sobre la Estimación del potencial de bioenergía de la agricultura compatible con el medio ambiente, pone de manifiesto este hecho. En este documento, el procedimiento utilizado para determinar la futura disponibilidad potencial del suelo en Europa, se hace a través del modelo CAPSIM (Common Agricultural Policy SIMulation, Simulación de la Política Agrícola Común), en la que se presupone una competencia plena de la agricultura de la Unión Europea en el mercado mundial [4]. El potencial de bioenergía compatible con el medio ambiente en diferentes Estados de la Unión Europea se presenta en la figura 1. El tamaño y la densidad de la población, así como la competitividad del régimen agrícola (expresado en renta por hectárea), son los principales factores que determinan el potencial del territorio. Los países con un potencial bajo o nulo suelen ser los que tienen una elevada densidad de población, un sector agrario muy competitivo, una superficie agrícola útil (SAU) limitada y una alta presión total sobre el territorio (por ejemplo, Bélgica y los Países Bajos). Se entiende presión sobre el terreno a factores como la erosión, la eutrofización y la contaminación por biocidas debido al uso intenso de insumos, la compactación del suelo, el riesgo de incendios, entre otros. En estos casos, la opción de que los terrenos agrícolas lleguen a estar disponibles para los cultivos de producción de biomasa es limitada. En otros países, el potencial bajo se debe al hecho de que, aunque una importante cantidad de terreno pueda ser liberado, se trata de terrenos con pastizal permanente, por lo que dicho potencial no puede transformarse en un potencial de bioenergía intensivo, según los criterios ambientales establecidos en el estudio. Los Estados miembros con alto potencial de bioenergía son los que liberan una gran cantidad de tierras a causa de la liberalización de los mercados agrarios. También son los Estados miembros en los que el aumento de la competencia de los precios a nivel global causa la disminución de las producciones nacionales de alimentos y piensos. Por lo tanto, el aumento de la producción de bioenergía dependerá principalmente del aumento del precio del derecho de emisión de carbono, lo que aumentará el atractivo de la producción de biomasa. Otros factores que aumentan el potencial de bioenergía en la mayoría de Estados miembros se relacionan con el aumento del rendimiento de determinados cultivos y el desarrollo de nuevas tecnologías, que son más eficientes en la producción de bioenergía.

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ANTECEDENTES 17

Figura 1. Estimación de la distribución de cultivos destinados a bioenergía en diferentes Estados de la Unión Europea

Se pone de manifiesto pues, que el futuro del bioetanol pasa por su obtención a partir de materias primas lignocelulósicas. Como principales ventajas de usar esta materia para tal fin, se tienen:

- El alto potencial de rendimientos energéticos y de ciclo de vida. - Bajo coste de materia prima, lo que haría al bioetanol más competitivo en el

mercado. - Posibilidad de emplear recursos residuales.

Sin embargo, para que la generación de bioetanol a partir de esta materia sea competitiva, se debe seguir investigando para desarrollar nuevas tecnologías que hagan el proceso factible, o realizar optimizaciones en las ya existentes. La dificultad de encontrar un proceso viable tanto tecnológica como económicamente, radica en la estructura y composición de este tipo de biomasa, como se verá más adelante.

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ANTECEDENTES 18

2.2. Procesos para la obtención de bioetanol a partir de biomasa lignocelulósica

En términos generales según el proceso crítico de conversión, se agrupan en procesos termoquímicos, biológicos e híbridos Los procesos de transformación termoquímicos implican la transformación de la biomasa en gas de síntesis mediante gasificación de la biomasa y la posterior síntesis catalítica a etanol sobre un catalizador. Los procesos de transformación biológicos son aquellos mediados por microorganismos, bien presentes en la propia biomasa, o bien añadidos externamente durante el proceso. Entre éstos cabe destacar la fermentación. La fermentación es un proceso biológico mediante el cual los azúcares monoméricos o aminoácidos se rompen en sustancias de menor peso molecular tales como los ácidos orgánicos y solventes neutros como el etanol. La fermentación puede llevarse a cabo mediante gran variedad de microorganismos como bacterias, levaduras y hongos. Independientemente de la materia prima de partida, en la fermentación de los azúcares se genera CO2 y energía que emplean los microorganismos para sobrevivir En cuanto a los procesos híbridos, la ruta usada es una combinación de las dos anteriores, en la que la biomasa sufre un proceso termoquímico para, posteriormente, usar la fermentación para la obtención de etanol Aunque el presente estudio se centra en la fase de obtención de etanol anhidro, es decir, en el postratamiento para deshidratar la solución acuosa diluida de etanol obtenida tras la conversión en procesos de fermentación se deben conocer las diferentes tecnologías que llevan a su elaboración para llegar al propósito de este estudio. Cabe añadir que los procesos que a continuación se nombran serán los usados para biomasa tipo lignocelulósica, debido al potencial adquirido por esta materia prima expuesto en el apartado anterior [5].

2.2.1. Proceso biológico

El esquema seguido en este tipo de procesos es el siguiente.

Figura 2. Ruta biológica para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico

Por lo general, el proceso biológico consta de tres etapas principales, donde el proceso crítico de conversión es realizado por microorganismos que fermentan la biomasa acondicionada. A continuación, se pasa a describir cada una de las fases involucradas en esta ruta.

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ANTECEDENTES 19

2.2.1.1. Pretratamiento

El pretratamiento constituye una de las etapas más costosas y menos desarrolladas del proceso de obtención de azúcares a partir de la biomasa lignocelulósica, por lo que la mejora del pretratamiento constituye una de las líneas de investigación preferentes en esta área. La heterogeneidad de la biomasa hace que no exista un pretratamiento válido para todas ellas, por ello, la elección del pretratamiento dependerá de la composición de la materia prima y de las aplicaciones posteriores. Debido a la complejidad estructural de este tipo de biomasa, la etapa de pretratamiento debe ser eficaz para lograr incrementar la conversión global. En la figura 3 se representa la estructura lignocelulósica. El objetivo es romper la estructura de lignina para facilitar el ataque enzimático. Durante el pretratamiento se produce el fraccionamiento de la biomasa en sus componentes principales (celulosa, hemicelulosa y lignina), la reducción de la cristalinidad de la celulosa y el aumento del área superficial accesible.

Figura 3. Estructura de la materia lignocelulósica

Las características que debe cumplir un pretratamiento para poder alcanzar la etapa comercial incluyen bajos requerimientos tanto de productos químicos como de energía, que se originen pocos efluentes y se evite la producción de diversos compuestos que afecten negativamente a etapas sucesivas en la obtención de bioproductos. Según su naturaleza los pretratamientos pueden clasificarse en físicos, químicos, biológicos y térmicos, además de las posibles combinaciones entre ellos.

a) Físicos:

Los pretratamientos físicos se dividen en mecánicos y no mecánicos. Los de tipo mecánico incluyen el astillado, la trituración y la molienda, mientras que en los de tipo no mecánico, la alteración del material se logra mediante agentes externos, como los tratamientos con radiación y la pirólisis a temperaturas intermedias.

b) Químicos: Los pretratamientos de este tipo usan agentes químicos para alterar la estructura lignocelulósica. Los agentes químicos usados pueden ser ácidos, álcalis, disolventes orgánicos y agentes oxidantes como el ozono. El principal inconveniente que presenta este tipo de pretratamientos es que requieren de una etapa de neutralización previa a la fermentación y que se producen una serie de compuestos que afectan negativamente a las etapas posteriores.

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c) Biológicos: En los pretratamientos biológicos, la biomasa se somete a la acción de microorganismos que degradan enzimáticamente la lignina. A pesar de las ventajas de este pretratamiento, (bajo requerimiento energético, suaves condiciones ambientales sin producción de metabolitos indeseables) es un proceso demasiado lento para su aplicación industrial. No obstante, el interés de estos pretratamientos radica en su aplicación para disminuir la severidad de pretratamientos posteriores o como método de destoxificación de los hidrolizados lignocelulósicos.

d) Físico-químicos: Éstos son procesos hidrotérmicos, que tienen en común el trabajar a altas presiones y temperaturas. Se consideran los más efectivos para mejorar la accesibilidad de la celulosa por lo que están siendo investigados por diversos grupos. Entre ellos pueden citarse el pretratamiento con agua caliente en fase líquida, la explosión por vapor sin catalizadores o con amoníaco, y la oxidación húmeda. La explosión por vapor (EV) es el más estudiado dentro de esta categoría puesto que se ha desarrollado a escala comercial.

2.2.1.2. Transformación en monómeros básicos

Tras la ruptura de la estructura lignocelulósica donde se ha liberado la celulosa y la hemicelulosa, debe realizarse la conversión de estos polímeros a sustancias que puedan ser asimilables por los microorganismos de fermentación. Para lograr este objetivo se lleva a cabo la hidrólisis de estos compuestos, donde se puede optar por la ruta química o biológica.

a) Hidrólisis ácida:

Los catalizadores ácidos más empleados son los ácidos clorhídrico y sulfúrico. Los procesos industriales de hidrólisis ácida pueden realizarse mediante ácidos concentrados a bajas temperaturas o ácidos diluidos a altas temperaturas. La necesidad de disponer de equipos fabricados con materiales especiales resistentes a la corrosión, la exigencia de efectuar lavados sucesivos y la producción de residuos químicos contaminantes que hay que procesar y eliminar de alguna manera, dificultan su implantación a escala comercial. A elevadas temperaturas y en presencia de ácidos, se produce una degradación de los azúcares procedentes de la fracción hemicelulósica, que pueden afectar negativamente a la posterior fermentación. Para evitar esta inhibición es necesaria una etapa de destoxificación. Para disminuir la degradación de estos azúcares se suele realizar un proceso de hidrólisis ácida en dos etapas, una primera suave en la que se hidroliza la hemicelulosa, seguida de una más severa que altere la estructura de la celulosa.

b) Hidrólisis enzimática: La hidrólisis enzimática puede llevarse a cabo por microorganismos aerobios que producen celulasas con diferentes especificidades y modos de acción, actuando en sinergismo para hidrolizar la celulosa.

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ANTECEDENTES 21

Este sistema enzimático de celulasas posee básicamente tres tipos distintos de actividad: endoglucanasas, exoglucanasas y β-glucosidasas. El mecanismo de acción de las celulasas consiste en la acción sinérgica secuencial de los componentes nombrados: las endoglucanasas cortan azarosamente en regiones amorfas de la celulosa, generando nuevos extremos libres donde actúan las exoglucanasas, que liberan celobiosa y oligosacáridos de bajo peso molecular que son hidrolizados por la β-glucosidasa para dar moléculas de glucosa.

2.2.1.3. Conversión a etanol

Una vez que se obtiene el hidrolizado con los azúcares en su forma monomérica, puede efectuarse la etapa de fermentación. La glucosa y otras hexosas (manosa, galactosa) pueden ser fácilmente metabolizadas hasta etanol por levaduras convencionales, como Saccharomyces cerevisiae. Sin embargo, la hemicelulosa de la biomasa lignocelulósica, está compuesta principalmente por azúcares de cinco átomos de carbono (xilosa, arabinosa), que pueden ser transformados por otros microorganismos como Pichia stipitis, con el inconveniente de que, además de ser muy dependientes de la concentración de oxígeno y presentar poca tolerancia al etanol, su rendimiento en etanol a partir de glucosa es bajo. Para paliar este problema se recurre a la ingeniería genética, donde se han realizado avances significativos en la mejora de los microorganismos eucariotas Saccharomyces cerevisiae y Pichia stipitis que puedan fermentar conjuntamente pentosas y hexosas. Por otro lado, se está investigando en la integración de la hidrólisis y la fermentación en una sola etapa, lo que produciría una reducción de la inhibición de las celulasas por la concentración de etanol, así como la disminución de costes por el uso de un único reactor. Sin embargo, cada etapa tiene diferentes condiciones óptimas de pH y temperatura, con lo que se recomienda el empleo de levaduras termotolerantes. Otra posible configuración estudiada es la conversión directa por microorganismos, lo que conllevaría una disminución de costes que haría de esta tecnología una de las más competitivas.

2.2.2. Proceso termoquímico

A modo de introducción, en la figura 4 se muestra un esquema con los pasos seguidos en la ruta termoquímica.

Figura 4. Ruta termoquímica para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico

En este tipo de rutas no interviene la acción de microorganismos en ninguna de las etapas, siendo el paso crítico de conversión llevado a cabo por catalizadores metálicos.

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ANTECEDENTES 22

2.2.2.1. Pretratamiento

Mediante esta ruta se evitan pretratamientos complejos como algunos nombrados para la ruta anterior, haciendo uso de la trituración o molienda de la biomasa para el acondicionamiento de la misma a la siguiente etapa, denominada gasificación.

2.2.2.2. Transformación en gas de síntesis

La gasificación es un proceso termoquímico en el que la biomasa es transformada en un gas en presencia de un agente gasificante. Mediante este proceso se busca transformar la celulosa en monóxido de carbono e hidrógeno en una proporción que depende del agente gasificante y las condiciones de operación. La gasificación consiste en un proceso de oxidación parcial a elevada temperatura (entre 800 y 1.500 ºC) mediante el cual la biomasa reacciona con cantidades limitadas de comburente (entre el 10 y 50% del necesario para la combustión) originando un producto gaseoso formado por diferentes proporciones de los siguientes gases: CO, H2, CO2, CH4 y N2. La composición química de la materia prima influye en la composición del producto gaseoso. Por norma general, es recomendable que la biomasa empleada tenga una relación C/N elevada, un bajo contenido en azufre y un contenido en humedad inferior al 40%. El comburente empleado puede ser aire, oxígeno, vapor de agua y/o oxígeno, e hidrógeno, dependiendo de la aplicación que se le de al gas obtenido. Para la obtención de etanol, se suele usar como comburentes oxígeno, vapor de agua o una mezcla de ambos, obteniéndose lo que se denomina gas de síntesis, que es una mezcla compuesta de H2 y CO, principalmente. El proceso se realiza en reactores de gasificación, cuyo diseño influye en la proporción relativa de cada uno de los gases y contaminantes generados y, por tanto, en la posterior aplicación. Básicamente los gasificadores usados a gran escala pueden agruparse en dos tipos principales:

1) Lecho fluidizado, en los que el sólido es mantenido en suspensión por medio del agente gasificante. El rendimiento en este tipo de gasificador es elevado, además de que admite un mayor porcentaje de humedad de la materia prima de partida.

2) Lecho de arrastre (entrained flow gasifier), donde el flujo de material y el agente

gasificante se colocan en contracorriente. Este tipo de gasificadores no presenta limitación técnica en cuanto a la humedad de la materia prima usada, ya que operan a altas temperaturas, teniendo como inconveniente una alta demanda de oxígeno.

El gas resultante del proceso contiene agua, CO2 y sustancias contaminantes que hacen necesaria una etapa de acondicionamiento previo a la utilización. Estos contaminantes pueden incluir partículas (cenizas), compuestos alcalinos, alquitrán, compuestos nitrogenados y azufre que deben reducirse hasta niveles aceptables para su aplicación posterior.

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ANTECEDENTES 23

2.2.2.3. Conversión a etanol

Como se ha mencionado anteriormente, mediante esta ruta no se hace uso de microorganismos en ninguna etapa, sin embargo, se trabaja a mayor temperatura y con catalizadores que potencian la síntesis de etanol (ver reacción 1). La conversión se realiza mediante catalizadores metálicos.

OHOHCHCO 262242 +→+

Reacción 1. Conversión catalítica de gas de síntesis a etanol

Actualmente, existen proyectos dedicados al desarrollo de nuevos catalizadores con el fin de disminuir la presión, temperatura y tiempo de residencia que se requiere para la síntesis catalítica del etanol, manteniendo una elevada selectividad, de forma que el proceso sea mucho más sencillo que otros procesos alternativos.

2.2.3. Proceso híbrido

El esquema correspondiente a esta ruta se representa en la figura 5.

Figura 5.Ruta híbrida para la obtención de etanol a partir de material lignocelulósico

Este sistema es una combinación de las dos anteriores, ya que como primera etapa se tiene la gasificación de la biomasa (con el correspondiente acondicionamiento de la misma), mientras que el segundo paso es biológico.

2.2.3.1. Conversión a etanol

En este caso, el gas de síntesis obtenido a partir de la biomasa lignocelulósica, compuesto principalmente de CO e H2, se burbujea en un fermentador especial. La conversión a etanol la realiza el microorganismo Clostidum Ijungdahlii.

2.3. Procesos para la obtención de bioetanol a partir de otras fuentes renovables

En este apartado se describen las tecnologías usadas en la elaboración de bioetanol a partir de fuentes renovables distintas a la materia lignocelulósica. El proceso usado como ejemplo para ilustrar este apartado, será la tecnología patentada por Coskata [6]. Coskata hace uso de una tecnología híbrida que se caracteriza por su flexibilidad, ya que además de utilizar materia lignocelulósica para la obtención de gas de síntesis, cabe la posibilidad de producirlo a partir de gas natural, evitando de esta manera la gasificación de materia sólida. El proceso empleado para la producción del gas de síntesis es el reformado con vapor (“steam reforming”) del gas natural. La reacción general a partir de la cual se obtiene el hidrógeno y el monóxido de carbono que constituyen el gas de síntesis, es la siguiente:

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ANTECEDENTES 24

nCOHnm

OnHHC mn ++→+ 22 22

Reacción 2. Obtención de gas de síntesis mediante "steam reforming"

Obtenido este gas, pasaría al fermentador para obtener etanol. Cuando la materia prima destinada a la obtención de gas de síntesis es sólida, el esquema que sigue Coskata es el mostrado en la figura 5 para procesos híbridos. Sin embargo, al usar gas natural para tal fin, las etapas involucradas son las que se muestran en la figura 6.

Figura 6.Tecnología Coskata para la obtención de etanol a partir de gas natural

Debido a que el presente proyecto se basa en la obtención de bioetanol para eliminar la dependencia de los combustibles fósiles, sería una contradicción usar gas natural como materia prima para la elaboración del mismo. Por este motivo, la tecnología Coskata se ha tomado como ejemplo, y como materia prima alternativa a la biomasa lignocelulósica, se expone el biogás como fuente renovable para producir el gas de síntesis a través de un proceso similar al descrito. El biogás se define como un gas obtenido a partir de la digestión anaerobia de residuos biodegradables, compuesto principalmente por CH4 y CO2. Existen diferentes tipos de residuos a partir de los cuales se obtiene biogás, a continuación se citan los más importantes:

- Residuos ganaderos - Residuos sólidos urbanos - Residuos industriales biodegradables - Lodos de depuración de aguas residuales

La descomposición de biogás para dar gas de síntesis se puede realizar mediante reformado con vapor, donde la reacción para el metano sería:

COHOHCH +→+ 224 3

Reacción 3. Obtención de gas de síntesis a partir de biogás mediante “steam reforming”

Sin embargo, no es el único proceso para obtener gas de síntesis, ya que según el tipo residuo que genere el biogás, se obtendrá con una composición más o menos rica en metano. En el caso de co-alimentar CH4 y CO2, es preferible un proceso denominado reformado seco, en el que ambos compuestos reaccionan por vía catalítica según la siguiente reacción:

COHCOCH 22 224 +→+

Reacción 4. Obtención de gas de síntesis a partir de biogás mediante reformado seco

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ANTECEDENTES 25

El esquema seguido en este tipo de procesos, se ilustra en la figura 7.

Figura 7.Ruta híbrida para la obtención de etanol a partir de biogás

La importancia de dicho proceso radica en la posibilidad de usar una fuente de energía renovable distinta a la materia lignocelulósica para la obtención de gas de síntesis, y con ello bioetanol. Además, sea cual sea la fuente a partir de la que se genere, la corriente caliente de gas de síntesis puede usarse como vapor de servicio en la etapa de deshidratación mediante destilación, reduciendo los costos de funcionamiento de la instalación. Tras la conversión de la biomasa, se obtiene una solución con una concentración de etanol que dependerá del proceso usado, ya que para la ruta termoquímica, existen catalizadores que originan soluciones con muy poca agua. El problema radica principalmente, cuando el proceso de conversión se realiza mediante fermentación, ya que se dan soluciones diluidas de etanol que requieren una etapa de deshidratación eficaz que elimine el elevado exceso de agua para que pueda usarse como biocombustible. Para que la etapa de deshidratación, y en consecuencia, el proceso global de obtención de bioetanol sea competitivo a través de procesos de fermentación, la concentración final debe ser de al menos el 4% en peso, ya que la eliminación del agua conlleva altos costes energéticos. Este es el principal problema de la producción de etanol anhidro usando biomasa lignocelulósica o biogás, ya que la concentración final conseguida está entre el 2 y el 3% en peso, mientras que con la biomasa azucarada y amilácea el problema se atenúa, llegando a obtenerse una concentración final entre el 5 y el 12% en peso. Debido a la clara tendencia al uso de la biomasa lignocelulósica, y a las bajas concentraciones de etanol que se obtienen a partir de la misma, es necesario desarrollar una técnica de deshidratación que pueda implementarse en la fermentación de esta materia prima. Por este motivo, es de gran importancia considerar los aspectos operativos de consumo de servicios industriales, ya que pueden llegar a ser el factor decisivo en la selección de una tecnología para implementarla en la obtención de etanol anhidro.

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CAPÍTULO 3

TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL

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TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL 27

3. TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANO L

A continuación, se detallan los diferentes métodos encontrados para la obtención de etanol anhidro con el fin de seleccionar aquellos que puedan emplearse para tratar soluciones diluidas. Los procesos descritos en este punto se diferenciarán entre aquellos que involucran operaciones de equilibrio líquido-vapor para la separación, y aquellos que lo hacen a través de diferencias de tamaño molecular.

3.1. Procesos basados en el equilibrio líquido-vapor

La operación usada en la obtención de etanol anhidro que aprovecha la difusión entre fases del equilibrio líquido-vapor, es la destilación. Una característica de la mezcla etanol-agua a tener en cuenta para la implantación de este tipo de procesos, es que, a presión atmosférica, forma un azeótropo para una concentración del 96% en peso de etanol. En la figura 8 se tiene un diagrama del equilibrio líquido- vapor para la mezcla etanol-agua.

Figura 8. Equilibrio líquido-vapor para la mezcla etanol-agua a 1 atm de presión

El inconveniente de esta peculiaridad que presenta la mezcla, es que al llegar al azeótropo se tiene punto de ebullición y composición constantes, donde la composición de la fase líquida es igual a la de sus vapores en equilibrio, no pudiéndose concentrar hasta el 99,4% necesario para el uso como biocarburante. Para resolver este problema se consideran diferentes alternativas de destilación que eliminen o superen el azeótropo. Entre las técnicas más usadas se tienen la destilación a vacío, destilación azeotrópica y destilación extractiva, las cuales se pasan a describir.

3.1.1. Destilación a vacío

Es una de las primeras técnicas que se utilizó para eliminar el azeótropo de la mezcla. Esta tecnología aprovecha el cambio en el equilibrio de fases equilibrio líquido-vapor a presiones menores a la atmosférica, que conlleva la desaparición del azeótropo por debajo de 6 KPa, como se puede ver en la figura 9.

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TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL 28

Figura 9. Composición del azeótropo etanol-agua en función de la presión

El esquema para conseguir etanol anhidro consta de dos columnas, la primera en la que se alimenta la solución diluida y se lleva hasta concentraciones próximas al azeótropo, y la segunda donde se hace el vacío para obtener el etanol con una concentración del 99,3% en peso. En la figura 10 se representa un diagrama del proceso.

Figura 10. Configuración destilación a vacío

En un estudio publicado sobre la viabilidad de esta configuración, se concluye que no es práctico utilizar la destilación a vacío para la obtención de etanol anhidro. Dicho artículo pone de manifiesto que el aumento del número de platos de la torre de la columna operando a vacío, no supone una mejora en la eficiencia. Este hecho conlleva trabajar con altas relaciones de reflujo, sin embargo, a partir de cierto valor tampoco mejora la eficacia de la columna. Esto supone la necesidad de grandes diámetros de columna, así como excesivos consumos energéticos para obtener el producto con alta pureza [7]. Debido a los inconvenientes encontrados para esta configuración, fue desplazada por procesos de destilación que usan agentes de separación, descrito a continuación.

3.1.2. Destilación azeotrópica

Otra tecnología utilizada para la superación del azeótropo es la destilación azeotrópica, donde un tercer componente se adiciona a la mezcla con el fin de que actúe como agente separador. Este compuesto hace que se modifique la condición de azeotropía de la mezcla a otra más favorable, formándose un azeótropo ternario.

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TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL 29

Las propiedades de equilibrio de fases son importantes para el diseño de la destilación azeotrópica, el cual se representa mediante un diagrama ternario. En la figura 11 se representa el diagrama ternario del equilibrio vapor-líquido-líquido para el sistema etanol-agua-benceno a 1 atm de presión.

Figura 11. Diagrama ternario de la mezcla etanol-agua-benceno

En estos diagramas se forman regiones delimitadas por fronteras de destilación, representadas por las líneas que unen los respectivos azeótropos. De manera que al añadir el tercer componente (en el ejemplo de la figura sería benceno), se consigue quedar dentro de la zona que permite obtener etanol prácticamente puro. La configuración general consta de tres columnas, en la primera, al igual que en el caso anterior, se alimenta una solución diluida de etanol para obtener en la corriente de destilado una solución de etanol de concentración próxima al azeótropo. En la segunda columna, que es alimentada por la corriente obtenida en la anterior, se añade el agente separador, con el fin de obtener por cabeza el azeótropo heterogéneo formado por este agente y el agua, y por la corriente de cola etanol anhidro. El azeótropo heterogéneo, por las propiedades de la mezcla, se encuentra en la región de inmiscibilidad del diagrama ternario, pudiéndose separar en dos fases en un decantador tras ser condensado. La fase más liviana la constituye el agente separador, que es recirculado a la segunda columna, mientras que la fase más pesada es llevada a una tercera columna con el propósito de recuperar la parte de agente separador que ha sido arrastrada. La figura 12 muestra un esquema de este tipo.

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Figura 12. Configuración destilación azeotrópica

El agente de separación se selecciona según criterios económicos, de baja toxicidad, de eficiencia en la separación y de conservación de energía. Entre los compuestos más usados para tal fin se cuenta con el benceno, el n-hexano, el dietil-éter, el n-pentano y el ciclohexano. El pentano y el ciclohexano tienen los mejores rendimientos desde el punto de vista energético; sin embargo, el pentano es muy volátil y sus pérdidas son considerables, por lo que este agente queda en desventaja con respecto a los otros, ya que requeriría altas presiones de operación. En cuanto al n-hexano, al ser un componente común de la gasolina, se evita la problemática del arrastre de trazas en el producto de etanol anhidro. Sin embargo, el hexano no presenta buenas propiedades de resistencia a la detonación [8]. Por otro lado, el benceno debido a su toxicidad está perdiendo aceptación, siendo sustituido por el ciclohexano. Entre las ventajas de este sistema cabe citar:

- Al ser una tecnología madura, se dispone suficiente información para ser modelada y simulada.

- Existe una amplia gama de compuestos a añadir.

Como inconvenientes se tienen:

- El uso de ciertos compuestos como el benceno puede producir efectos negativos sobre la salud.

- Las pérdidas del agente de separación en las corrientes acuosas puede crear

problemas medioambientales. - Alto costo de capital, así como altos requisitos energéticos. - Gran sensibilidad a impurezas en la alimentación.

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3.1.3. Destilación extractiva

Este proceso es usado para la separación de azeótropos binarios de mínimo punto de ebullición. En la destilación extractiva se elimina el azeótropo por medio de un tercer componente que hace que la volatilidad relativa entre los componentes a separar se incremente, haciendo posible la obtención de etanol anhidro sin la formación de nuevos azeótropos. Para esta configuración se tienen tres posibles agentes de adición a usar, según el estado en que se encuentren se clasifican en: solventes, sales y una combinación de ambos. A continuación, se describen las principales características de cada uno de ellos.

a) Destilación extractiva con solventes: Cuando el componente a añadir está en forma líquida, se denomina solvente. En general, el solvente debe tener alto punto de ebullición, baja volatilidad, así como ser completamente miscible con la mezcla etanol-agua en todas las proporciones. Según el tipo de solvente a usar, la configuración es diferente, aunque todas coinciden en una primera columna que concentra el etanol hasta un punto cercano al azeótropo. Cuando el solvente usado, forma una mezcla menos ideal con etanol que con agua, el etanol anhidro sale de la columna deshidratadora por cabeza, y la mezcla solvente-agua por cola. Esta mezcla se lleva a una tercera columna para obtener el solvente con el fin de recircularlo a la columna deshidratadora. El solvente más usado en esta configuración es el etilenglicol, aunque la proporción solvente:alimentación resulta ser demasiado alta. Además, según literatura se obtienen mayores gastos energéticos que con la destilación azeotrópica usando como agente separador n-pentano [9]. Por otro lado, cuando el solvente forma una mezcla menos ideal con agua que con etanol, ocurre que por cabeza de la columna deshidratadora se obtiene agua, y por cola una mezcla solvente-etanol, invirtiendo las volatilidades para etanol y agua. En este caso, el solvente debe ser un hidrocarburo de alto punto de ebullición como el isooctano. Para la obtención de gasohol, es adecuado el uso de gasolina como solvente, ya que por la corriente de cola de la columna extractora se obtendría la mezcla gasolina-etanol, y por cabeza una mezcla de agua con los hidrocarburos más ligeros [7]. Un esquema para la producción de etanol anhidro usando un solvente como el etilenglicol, se muestra en la figura 13.

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Figura 13. Configuración destilación extractiva con solventes

Las principales ventajas de la destilación extractiva son:

- El solvente usado presenta mejores características que los usados para la destilación azeotrópica.

- Es ampliamente usada en las industrias de procesos químicos y

petroquímica, con lo que es una tecnología madura. Como desventajas para esta tecnología se tienen:

- Complicada selección del solvente.

- La solución acuosa del solvente suele tener alto calor de vaporización, lo que conlleva alto consumo energético en la columna de recuperación.

- La relación de reflujo en la columna extractiva puede presentar límites que

pueden afectar al grado de separación del componente deseado.

b) Destilación extractiva con sales: La adición de una sal a un sistema compuesto por dos solventes líquidos, miscibles y volátiles, ocasiona la alteración del punto de ebullición de la solución, la solubilidad mutua de los solventes y modifica la composición de la fase vapor en equilibrio, debido a la formación de complejos de la asociación o por modificaciones en la estructura de la fase líquida, con la consecuente alteración en la actividad de ambos solventes. En la mezcla etanol-agua, este cambio en la actividad provoca un aumento de la volatilidad relativa, variando el punto de azeotropía de este sistema para un mayor valor de composición del etanol en la fase vapor. Dependiendo de la sal utilizada y de la cantidad, este punto puede ser totalmente eliminado. Este fenómeno se denomina salting-out.

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En este caso el agente extractor es una sal iónica, no volátil y soluble en ambos componentes de la mezcla a separar dentro de todo el intervalo de composición que se presenta a lo largo de la columna. Las sales más comúnmente utilizadas son: cloruro de sodio (NaCl), cloruro de potasio (KCl), cloruro de calcio (CaCl2) y acetato de potasio (C2H3O2K). Entre las características que debe cumplir la sal para su elección están: bajo costo, estabilidad química, alta solubilidad, poca corrosión sobre los materiales, bajo envenenamiento, baja toxicidad y fácil manejo. El cloruro de calcio (CaCl2) es el que presenta el mejor balance, tanto a nivel técnico como económico. Por lo general, el proceso se da en una sola columna. El etanol diluido se alimenta a la torre por la sección inferior de la misma, donde se preconcentra sin estar en contacto con la sal. La parte superior trabaja a un presión diferente que la sección concentradora, donde es introducida la disolución salina, normalmente se aprovecha la corriente de reflujo caliente para añadir la sal. Como destilado se obtiene el etanol anhidro, mientras por la corriente de cola se extrae la disolución salina diluida de la que hay que recuperar la sal. Esta corriente se lleva a un evaporador para eliminar la mayor parte del agua para, posteriormente, realizar un secado por aspersión. De esta manera se obtiene la sal libre de agua para recircularla a la columna de destilación. Un segundo esquema propuesto consta de dos columnas. En la primera columna se procede a la concentración de etanol hasta un punto cercano al azeótropo para enviarlo a la segunda, donde de deshidrata en presencia de la sal. De igual modo se obtiene por cola la solución salina, pero en este caso es más concentrada, lo que hace innecesario el uso del evaporador, sólo se realiza el secado por aspersión para poder recircular la sal. Un esquema del proceso se ilustra en la figura 14, donde la sal deshidratante es acetato de potasio.

Figura 14. Configuración destilación extractiva con sales

Al comparar ambas configuraciones, el proceso que usa la columna concentradora presenta una mayor ventaja en cuanto a consumo energético, ya que evita el uso del evaporador [10].

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La ventaja de usar sal como agente extractor radica en que los iones que la componen son más selectivos, causando:

- Efectos superiores que los causados por agentes líquidos. - Necesidad de menos cantidad para la deshidratación. - Además, la obtención de etanol libre de sal.

Sin embargo, el agente salino presenta:

- Problemas de transporte, disolución y posterior recristalización.

- Bajas velocidades de disolución, solubilidad limitada en los componentes de la mezcla alimentada.

- Necesidad de usar materiales especiales en los equipos para prever la corrosión.

- Falta de datos experimentales de solubilidad de sales para un sistema particular,

lo que conlleva dificultad para predecir el comportamiento de un sistema. Debido a las ventajas e inconvenientes que presenta cada agente, se han desarrollados sistemas híbridos que usan una combinación de ambos como agente extractor.

c) Destilación extractiva con sal y solvente: La destilación extractiva con una combinación de sal y solvente, permite obtener el etanol de alta pureza, mejora la disolución de la sal, la reutilización y el transporte, con la ventaja adicional de que la cantidad de agente de separación necesario se reduce considerablemente, lo cual reduce los requerimientos energéticos. A pesar de las múltiples ventajas que presenta esta configuración, no se dispone de información sobre la implantación de este sistema a escala industrial. Sin embargo, se han realizado estudios en laboratorio para la separación de etanol-agua con diferentes combinaciones de polialcoholes y sales, resultando un aumento de la volatilidad relativa tras la adición de estos compuestos para concentraciones cercanas al azeótropo [11].

3.2. Procesos basados en la diferencia de tamaño molecular

Las tecnologías basadas en la diferencia de tamaño para la deshidratación de etanol son, la adsorción con tamices moleculares y separación con membranas.

3.2.1. Tamices moleculares

La adsorción de agua con estos tamices ha sido la tecnología que más se ha desarrollado en los últimos años, reemplazando a la destilación azeotrópica para la deshidratación de etanol.

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Como se ha comentado anteriormente, el proceso de deshidratación se basa en la adsorción. La adsorción es un proceso de separación en la que ciertos componentes de una corriente fluida se transfieren hacia la superficie de un sólido adsorbente. Generalmente, las pequeñas partículas de adsorbente se mantienen en un lecho fijo mientras que el fluido pasa continuamente a través del lecho hasta que el sólido está prácticamente saturado y no es posible alcanzar ya la separación deseada. Se desvía entonces el flujo hacia un segundo lecho hasta que el adsorbente saturado es sustituido o regenerado [12]. El secado de vapores se lleva a cabo con frecuencia adsorbiendo el agua sobre gel de sílice, alúmina u otros sólidos inorgánicos porosos. Las zeolitas, o tamices moleculares, que son aluminosilicatos de potasio de forma cilíndrica o esférica, naturales o sintéticos, con una estructura de poro muy regular, resultan especialmente eficaces para la obtención de etanol anhidro. Los tamices moleculares se identifican por el tamaño nominal de los poros internos, cuyo diámetro normalmente es medido en angstroms (Å). El tamiz más usado para la deshidratación de etanol es una zeolita sintética del tipo 3 Å, ya que la molécula de agua al tener un diámetro de 2,8 Å queda retenida adsorbida en la superficie interna de los poros, mientras que la molécula de etanol con un diámetro de 4,4 Å pasa a través del lecho sin experimentar atracción alguna. El proceso de separación por tamices puede operar en fase líquida o vapor. En la operación en fase líquida se utiliza un gas caliente (N2 o CO2) para la regeneración del lecho, lo que conduce a un deterioro acelerado del mismo a causa del choque térmico. La operación en fase vapor permite alargar la vida promedio del tamiz, ya que la regeneración se lleva a cabo recirculando parte de los vapores de etanol anhidro sobrecalentado al lecho, con el fin de retirar la humedad acumulada. Cabe añadir que la regeneración de este lecho se realiza a vacío, a 0,25 bar. En el sistema en fase vapor se tienen típicamente dos lechos en paralelo. En el primer lecho se produce la deshidratación de los vapores de etanol a una temperatura de 150 ºC para favorecer la capacidad de adsorción del sistema. El agua se adsorbe en la zeolita liberando 4.185 KJ/kg de agua, de tal manera que el lecho alcanza altas temperaturas, que sirve para almacenar calor sensible que luego será utilizado en la etapa de regeneración. Finalmente, la corriente de etanol deshidratado hasta 99,5% en peso se condensa hasta subenfriarlo para su posterior uso como biocombustible. En la figura 15 se representa un esquema para deshidratación de etanol con tamices moleculares.

Figura 15. Configuración tamices moleculares

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El lecho empacado de zeolita es capaz de retener hasta un 22% de su peso en agua, de manera que, cuando está saturado, se pasa a la regeneración de éste usándose el segundo lecho ya regenerado para deshidratar la corriente de etanol. Para regenerar el lecho, se disminuye la presión para modificar el equilibrio de adsorción y poder retirar el agua que ha sido adsorbida. Esto se hace recirculando parte del etanol anhidro obtenido. En la figura 16 se representan datos experimentales del equilibrio líquido-vapor del sistema etanol-agua en presencia de tamices moleculares [13].

Figura 16. Curva de equilibrio del sistema etanol-agua en presencia de tamices moleculares

Como se observa en la gráfica, el equilibrio líquido-vapor es alterado, permitiendo superar el punto azeotrópico. Este efecto es función de la polaridad de cada componente, de tal forma que las interacciones intermoleculares entre el tamiz y el componente más polar (en este caso, el agua) serán mayores que con el elemento menos polar de la mezcla. Las principales ventajas que presentan los tamices moleculares son:

- Bajo consumo energético.

- No involucran sustancias ajenas al sistema etanol-agua. Como inconvenientes presenta:

- La concentración de agua alimentada al tamiz en plantas industriales no suele ser superior al 8% en peso.

- Alto coste de capital.

- Requiere una alta automatización.

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3.2.2. Separación con membranas

En las primeras investigaciones sobre separación con membranas, se pensó en la ósmosis inversa como tecnología para deshidratar el etanol. Sin embargo, se observó que la presión osmótica del etanol en agua era muy elevada (90 atm para una concentración del 20% en etanol), lo que hace muy difícil la viabilidad de la ósmosis inversa para deshidratar el etanol. En estudios posteriores, se desarrolló un proceso de separación en el que se eliminaban compuestos orgánicos volátiles de mezclas acuosas por evaporación a través de una membrana, denominado pervaporación. La velocidad de permeación, los factores de separación y la selectividad, son los principales factores a tener en cuenta en la elección de la membrana. Entre las más usadas para la deshidratación de etanol se tienen, en base a alcohol polivinílico o en base a chitosan y acetato de celulosa. En la pervaporación, la fuerza impulsora para la transferencia de materia es el gradiente de presión, ya que se aplica vacío en el lado del permeado para que, a través de la membrana hidrófila, se produzca la permeación preferencial del agua. De esta manera, el permeado obtenido es agua en estado vapor, adecuando el vacío para que no se ocurra la condensación. En general, cada configuración varía en cuanto al número de etapas y de módulos, sin embargo, el principio de operación es el mismo. El proceso parte de una solución de etanol de concentración cercana al azeótropo, que se alimenta al primer módulo de membranas para obtener como permeado vapor de agua a baja presión. En los primeros módulos, la alimentación es precalentada por medio de un intercambiador de calor que permite recuperar el calor de la corriente de rechazo, recirculando parte de la misma. La recirculación hace que estos módulos trabajen en paralelo, debido a los altos flujos generados, mientras que los restantes operan en serie. En la figura 17 se muestra un esquema general del proceso.

Figura 17. Configuración sistema de pervaporación

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Al igual que los tamices moleculares, la pervaporación suele ir acompañada de un proceso que concentre la solución etanol-agua antes de que entre a los módulos de pervaporación. Esto es debido a que la cantidad de compuesto a retirar debe ser la menor posible, ya que los flujos de permeado obtenidos disminuyen con el descenso de concentración de la alimentación. Este sistema de membranas presenta las siguientes ventajas:

- Alta selectividad en la separación de etanol.

- No requiere agentes externos al sistema etanol-agua, lo que conlleva menor impacto ambiental.

Como principales inconvenientes se tienen:

- Necesidad de membranas altamente selectivas.

- Necesidades de nuevos modelos para su simulación, al basarse en la transferencia de masa y la adsorción.

- Se requiere de una etapa que preconcentre la alimentación.

3.3. Procesos híbridos

La combinación de procesos tiene la finalidad de mejorar la eficiencia del proceso y reducir los costes que conlleva la obtención de etanol anhidro, siendo las tecnologías más prometedoras para tal fin. En los procesos híbridos, se hace uso de la destilación convencional donde se concentra la solución etanol-agua hasta puntos cercanos al azeótropo para, posteriormente, eliminar el agua restante con tecnologías basadas en la diferencia de tamaño. De esta manera, se evita la adición de cualquier sustancia ajena al sistema etanol-agua para eliminar o superar el azeótropo, ya que éstos siempre aparecen (aunque en bajas concentraciones) no sólo en la corriente producto, sino también en las corrientes residuales del sistema, generando una carga contaminante que debe ser tratada para evitar el impacto medioambiental. Como se ha comentado anteriormente, todas las combinaciones tienen en común el uso de adsorción con tamices moleculares o pervaporación para purificar el etanol. Para el presente estudio, se elige como etapa de purificación la adsorción con tamices moleculares, debido al bajo coste energético que presenta. La pervaporación queda descartada por el bajo grado de desarrollo a nivel industrial, evitando posibles problemas de operación generado por la falta de conocimiento en la selectividad de las membranas. A modo de resumen, se presenta una tabla con las ventajas e inconvenientes de los procesos descritos anteriormente con el fin de justificar la elección de la combinación realizada para los procesos híbridos.

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Procesos basados en el equilibrio líquido-vapor Tecnología Ventajas Inconvenientes

Destilación a vacío

- Eliminación del azeótropo sin añadir un tercer componente

- Excesivo consumo energético en la columna que opera a vacío

Destilación azeotrópica

- Superación del azeótropo etanol-agua

- Tecnología madura de la que se dispone bastante información

- Amplia gama de compuestos a añadir

- Efectos nocivos de algunos compuestos

- Necesidad de tratamiento de efluentes

- Elevado coste, tanto de capital como de operación

- Gran sensibilidad a impurezas

Destilación extractiva con solventes

- Solventes con mejores características que los usados en la destilación azeotrópica

- Tecnología ampliamente usada en la industria

- Complicada selección del solvente

- Alto consumo energético en la columna de recuperación

- Límites de operación que afectan al grado de separación

Destilación extractiva con sales

- Mayor efectividad que los agentes líquidos

- Menor cantidad necesaria - Obtención de etanol libre

de sal

- Problemas de recristalización - Solubilidad limitada - Materiales especiales contra

corrosión - Falta de datos experimentales

Destilación extractiva con sal y solvente

- Mejora de la disolución de la sal

- Cantidad reducida de agente de separación

- No se dispone de información sobre implantación a escala industrial

Procesos basados en la diferencia de tamaño molecular Tecnología Ventajas Inconvenientes

Tamices moleculares

- Bajo consumo energético - No se añade un tercer

componente

- En plantas industriales, la concentración de agua en la alimentación no supera el 8% p/p

- Alto coste de capital - Requiere alta automatización

Separación con membranas

- Alta selectividad - No requiere agentes

externos

- Necesidad de membranas altamente selectivas

- Necesidad de nuevos modelos de simulación

- Requiere etapa de preconcentración

Tabla 1. Ventajas e inconvenientes de las tecnologías usadas para la deshidratación del etanol

Dicho esto, sólo queda presentar las diferentes tecnologías para llevar al etanol a concentraciones cercanas al azeótropo.

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3.3.1. Destilación simple en columna de fraccionamiento

En este esquema, la solución etanol-agua diluida entra a la torre de destilación para obtener por cabeza el etanol concentrado hasta un punto cercano al azeótropo, mientras que por cola una corriente de agua prácticamente exenta de etanol. El destilado producido, que sale como vapor saturado, se recalienta hasta vapor sobrecalentado a 150ºC para llevarlo a la etapa de purificación, donde se deshidrata hasta una concentración del 99,9% en peso de etanol. En la figura 18 se presenta un esquema del proceso.

Figura 18. Configuración destilación simple en columna de fraccionamiento seguido de tamices

moleculares

Esta configuración presenta una gran ventaja debido a su sencillez, sin embargo, el gasto energético que conlleva puede ser elevado. Para reducir la demanda energética, se modifica el esquema aprovechando el calor de la corriente de cola, o bien aprovechando el calor que se retira en el condensador.

3.3.2. Destilación simple en columna de fraccionamiento con recompresión de

vapor

Esta configuración trata de optimizar el esquema anterior, haciendo uso del calor que se obtiene al condensar la corriente de destilado. Este calor de condensación hace que se evapore el agua usada como fluido refrigerante, que es usado como vapor de servicio en el hervidor. Para que este fluido ceda el calor necesario requerido para evaporar la corriente de cola, se debe aumentar la presión del mismo para que de este modo aumente la temperatura de condensación. Esto se logra poniendo un compresor en la corriente del fluido de servicio evaporado. Una vez que el vapor pasa por el hervidor y condensa, debe disminuirse la presión del mismo para que vuelva a actuar como fluido refrigerante, para esto se dispone de una válvula reductora.

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Por otro lado, también se aprovecha la diferencia de temperatura que existe entre la alimentación y la corriente de cola, introduciendo un intercambiador de calor que precalienta la alimentación. En un esquema general de esta configuración, se debe colocar un hervidor y un condensador extras, debido a que el vapor de servicio usado no se obtendrá hasta que se produzca corriente de destilado. La figura 19 muestra un esquema de esta tecnología.

Figura 19. Configuración destilación simple en columna de fraccionamiento con recompresión de vapor

seguido de tamices moleculares

Como en el resto de configuraciones, la corriente destilada se purifica en tamices moleculares para la obtención de etanol anhidro. Esta técnica permite reducir los costes operativos al usar el mismo fluido refrigerante como vapor de servicio, sin embargo, el compresor conlleva un alto consumo eléctrico que no queda compensado con tal reducción. Además, es posible que se den períodos de parada por el uso del compresor, causando problemas operacionales debidos a un fallo del mismo.

3.3.3. Destilación doble efecto con reparto de la alimentación

Al igual que en la anterior, en esta configuración se aprovecha el calor de condensación del destilado para proporcionar calor en el hervidor. Sin embargo, la disposición es diferente puesto que se usan dos columnas. La alimentación de etanol diluido es dividida en dos para repartirla en ambas columnas. La corriente vapor de destilado de la primera columna se usa como vapor de servicio en el hervidor de la segunda, siendo parte de dicha corriente recirculada a la columna una vez que ha condensado. De esta manera, sólo se necesita vapor de servicio en la primera columna, quedando acopladas térmicamente. Como sucedía en el caso anterior, para que el destilado se utilice como vapor de servicio, debe estar a una presión tal que pueda ceder el calor necesario al reboiler. Esto se consigue operando en la primera columna a una presión mayor que la segunda, para lo que es necesaria una bomba que impulse la fracción alimentada a la primera columna. En la figura 20 se representa un esquema de esta configuración.

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Figura 20. Configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación seguido de tamices

moleculares

De igual manera, la corriente de alimentación a cada columna es precalentada mediante la corriente de cola de la columna a la que se alimenta. El destilado obtenido en cada columna es llevado a tamices moleculares para su deshidratación total.

El ahorro que conlleva el uso del destilado como vapor de servicio en costes de operación puede que compense el aumento del coste en capital al usar dos columnas.

3.3.4. Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

El acoplamiento térmico en esta configuración se realiza haciendo pasar la corriente vapor de la primera columna por el hervidor de la segunda, de tal manera que la carga de calor necesaria en el hervidor queda cubierta con el calor cedido en la condensación. Para tal fin, se disponen dos columnas trabajando en serie, donde el caudal total de la mezcla etanol-agua entra a la primera columna por el plato superior. Este arreglo se debe a que no existe corriente que se recircule, ya que no se dispone de condensador y toda la corriente vapor es llevada a la segunda columna. La primera columna actúa como un stripper, donde el componente más volátil de la mezcla es arrastrado en la corriente vapor, obteniéndose concentraciones de etanol del orden del 40-60% en peso. Esta corriente vapor, tras usarse como vapor de servicio en el hervidor de la segunda columna, entra a la misma como líquido saturado, para obtener finalmente una solución etanol-agua cercana al azeótropo. Como en las demás configuraciones, esta corriente es purificada por adsorción en tamices moleculares. Para realizar el acoplamiento térmico, es necesario que en la primera columna se opere a mayor presión que en la segunda. La figura 21 muestra un esquema de esta configuración.

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Figura 21. Configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación seguido de tamices

moleculares

La concentración de etanol obtenida en el stripper está limitada a 72% en peso para evitar una columna con un elevado número de platos, y por tanto, una elevada altura [14]. Finalmente, al igual que en el caso anterior, el uso de dos columnas puede quedar justificado por el ahorro en servicios al utilizar la corriente de vapor obtenida como vapor de servicio.

3.4. Mejoras de los procesos de fermentación para reducir el consumo de la deshidratación de etanol

Las técnicas aquí numeradas afectan a la fase de conversión a etanol, es decir, se basan en optimizar el proceso de fermentación en el caso de rutas biológicas o híbridas en las que está involucrada esta etapa. Estas tecnologías son interesantes porque consiguen una concentración final de etanol superior a la obtenida con fermentación convencional, lo que conlleva más facilidades en el postratamiento de deshidratación, es por ello por lo que se consideran en este apartado.

3.4.1. Fermentación extractiva

La fermentación extractiva es un proceso que se utiliza para reducir el efecto de un producto inhibitorio del crecimiento celular, por medio del uso de un solvente inmiscible en el caldo de fermentación. En el caso de la obtención de etanol, al producirse inhibición por producto final, dicho solvente debe retirar selectivamente el producto de la fermentación in situ, permitiendo fermentar soluciones más concentradas de sustrato. La extracción se consigue generando una segunda fase con el uso del contacto continuo de un solvente orgánico, que sea biocompatible con la biomasa e inmiscible en el caldo de fermentación como ya se ha comentado. El solvente debe añadirse junto con la alimentación en el fermentador, en la figura 22 se muestra el proceso. El caldo fermentado se lleva a un separador para recircular el cultivo, mientras que la mezcla acuosa de etanol y solvente es llevada a un decantador.

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TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL 44

El clarificado es sometido a una separación flash, donde se obtiene el etanol en estado vapor en el rango de concentraciones del 30 al 70% p/p, dependiendo de las condiciones de operación. Por otro lado, la fase líquida de la unidad flash y la corriente decantada se ponen en contracorriente en una unidad de extracción para recuperar el solvente, que a su vez es llevado al reactor de fermentación.

Figura 22. Configuración fermentación extractiva

La fermentación extractiva debe ser combinada con un proceso de deshidratación para llegar a las concentraciones necesarias de etanol para su uso como biocombustible, ya que como se ha comentado, la máxima concentración obtenida con esta configuración sería del 70% p/p. Por último, añadir que algunos autores proponen como solvente n-dodecanol por su baja toxicidad para con los microorganismos y su alta selectividad con el etanol. Por otro lado, estudios realizados usando Aldol 85, ofrecieron también buenos resultados, presentado bajos efectos sobre el caldo de cultivo.

3.4.2. Fase de separación inducida

Esta tecnología implica la formación de una nueva fase por medio de la adición de carbonato potásico, CO3K2. La nueva fase se genera por el cambio que sufre la solubilidad del etanol en agua al añadir dicho compuesto. Por lo general, los alcoholes de pocos átomos de carbono son solubles en agua en todas las proporciones. La solubilidad del alcohol reside en el grupo –OH, que se une a las moléculas de agua por medio de puentes de hidrógeno. El esquema de asociación se representa en la figura 23.

Figura 23. Asociación etanol-agua

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TÉCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIÓN DEL BIOETANOL 45

Esta propiedad disminuye a medida que aumenta el número de átomos de carbono, pues el grupo hidroxilo constituye una parte cada vez más pequeña de la molécula y el parecido con el agua disminuye. Esto explica la causa de la insolubilidad en presencia de carbonato, ya que éste impide que se efectivicen las fuerzas de unión entre el grupo hidroxilo y la molécula de agua [15]. La configuración para este proceso se muestra en la figura 24. El caldo fermentado es mezclado con carbonato potásico concentrado en un tanque agitado. Esta mezcla se lleva a un evaporador donde se eliminan los sólidos presentes. A continuación, se deja decantar para obtener etanol como clarificado, que es devuelto al evaporador para eliminar los sólidos disueltos en esta fase. De esta manera, se obtiene una corriente vapor de etanol cuya concentración depende de la pureza del carbonato potásico añadido. Para alcanzar una concentración de etanol del 94% en peso, se requiere una pureza para el carbonato del 56% en peso. Por otro lado, la fase acuosa de carbonato potásico que ha decantado, se lleva a una unidad flash con el fin de recuperar las trazas de etanol que contiene dicha corriente. Esta fracción de etanol se recircula al tanque agitado para su deshidratación. Por último, y para recuperar el carbonato potásico, se ha de evaporar la corriente diluida proveniente de la unidad flash para concentrarla y recircularla al tanque agitado. Añadir que, para mejorar la economía del proceso, la corriente vapor de etanol y el condensado del segundo evaporador se usan para precalentar la alimentación al sistema.

Figura 24. Configuración fase de separación inducida

Al igual que la tecnología anterior, al tratarse de sistemas de preconcentración, requiere ser combinado con algún otro proceso para la obtención de etanol anhidro.

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CAPÍTULO 4

METODOLOGÍA

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METODOLOGÍA 47

4. METODOLOGÍA

En este capítulo se explican los pasos seguidos para obtener los costes de las configuraciones elegidas para el estudio. Para ello se desarrollará un apartado para cada configuración, con el objetivo de describir las características de cada una en lo que al procedimiento de simulación, diseño de equipos y cálculos de costes se refiere. La caracterización que se haga de cada configuración, debe ser el diseño considerado óptimo para las condiciones de operación. La herramienta usada para modelar cada sistema ha sido el programa de simulación Aspen Plus®, mediante el cual se ha simulado el proceso de separación de la solución acuosa diluida en etanol. Para el diseño de los equipos se han seguido reglas heurísticas tomadas de bibliografía, así como se han realizado cálculos oportunos a partir de los datos obtenidos en Aspen. Por último, el diseño óptimo designado para cada configuración se ha elegido en base al mínimo coste total anualizado. Para la obtención del coste total es necesario conocer la inversión en capital, junto con los costes de operación asociados al consumo de servicios. La metodología aplicada, así como las hipótesis económicas para el cálculo de dichos costes, quedan definidas en el anexo x Cálculo de costes. Cabe mencionar que, para cada conjunto de equipos similares se expondrá el procedimiento de cálculo detallado para el primero de ellos, limitándose en los casos restantes a mostrar la aplicación directa de los cálculos, sin obviar aquellos comentarios que fueran oportunos. Antes de detallar la metodología seguida para cada alternativa, se debe justificar la elección de las mismas, lo cual se describe a continuación.

4.1. Alternativas seleccionadas para el estudio

Las tecnologías elegidas para realizar el estudio de viabilidad se incluyen en el apartado 3.3. Procesos híbridos, siendo éstas:

• Destilación simple en columna de fraccionamiento • Destilación doble efecto con reparto de la alimentación • Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

Esto queda justificado por la mejora obtenida en la eficiencia al combinar los sistemas basados en el equilibrio líquido-vapor con los basados en la diferencia de tamaños. Cabe añadir que, para los sistemas de destilación simple en columna de fraccionamiento y doble efecto sin reparto de la alimentación, se estudia la posibilidad de incorporar un intercambiador con el fin de precalentar la alimentación con el objetivo de reducir los requerimientos energéticos en el hervidor de dicha columna. Dentro de los métodos propuestos en dicha sección, queda descartada la configuración de destilación simple en columna de fraccionamiento con recompresión de vapor debido al alto consumo eléctrico que conlleva el compresor. Además, este sistema presenta el riesgo de continuos problemas operacionales a causa de posibles fallos del compresor.

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METODOLOGÍA 48

Para poder realizar la comparativa económica, los puntos de partida y final son los mismos en todos los casos, siendo:

• Condiciones iniciales: - Caudal de entrada: 330 t/h - Concentración de etanol: 2,5% p/p - Temperatura: 38ºC - Presión: 1,2 atm

• Condiciones finales:

- Concentración de etanol: 91% p/p - Recuperación: 99% de etanol

Estas condiciones iniciales se han tomado como valores típicos que se presentan a la salida de fermentadores en procesos bioquímicos de segunda generación que producen etanol a partir de biomasa. Por otro lado, la condición final de pureza hace referencia a la mezcla antes de enviarse a la etapa de purificación final con tamices moleculares que es común en todos los casos, ya que a efectos de una comparativa económica se puede omitir. Sin embargo, el acondicionamiento previo a esta etapa de purificación final sí se tendrá en cuenta por presentar variaciones en algunos casos, ya que la mezcla debe alimentarse a los tamices como vapor sobrecalentado. Dicho esto, se pasa a describir el procedimiento seguido en cada caso de estudio.

4.2. Destilación simple en columna de fraccionamiento

Esta configuración consta de una única columna a la que se alimenta la solución etanol-agua diluida para obtener un destilado al 91% p/p de etanol. Dicha columna dispone de un reboiler y un condensador parcial donde se obtiene el destilado en forma de vapor saturado. Además, se requiere la ubicación de un intercambiador de calor previo al tamiz molecular para recalentar dicho vapor. En este caso se trata de obtener el número de etapas de la columna que minimiza el coste total anualizado. El valor mínimo representa el compromiso entre costes de capital y de operación, ya que a medida que aumenta el número de platos de la columna, disminuye el calor necesario en el hervidor, y con ello el consumo de vapor de servicio. Para ello, se realizará una gráfica donde se represente la función de costes totales, que será la suma de los costes de capital y los de operación, frente al número de platos. Para alcanzar dicho propósito se requiere obtener el coste que conlleva esta configuración, para lo cual se necesita el tamaño de cada equipo involucrado, así como el consumo de servicios. Esto último se consigue realizando una simulación del modelo que permite obtener los parámetros necesarios.

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METODOLOGÍA 49

4.2.1. Simulación

Para realizar la simulación del proceso, se toma de la librería de modelos la columna Radfrac, que permite la simulación rigurosa de columnas simples de destilación, usando como modelo termodinámico el NRTL basado en coeficientes de actividad. Tanto el tipo de columna como el modelo termodinámico usado, será el mismo en todos los casos de estudio. Colocadas las corrientes involucradas en el proceso, el esquema queda de la siguiente manera.

Figura 25. Esquema usado en la simulación de destilación simple en columna de fraccionamiento

Conectadas las corrientes e identificados los componentes, se debe especificar la corriente de alimentación con los datos del estudio, dados en el apartado anterior. Definido el sistema con el que se va a trabajar, se numeran a continuación los grados de libertad que deben ser determinados para completar el modelado. - Número de etapas de equilibrio - Tipo de condensador - Tipo de hervidor - Caudal de destilado - Relación de reflujo - Posición de la alimentación - Presión de operación de la columna - Recuperación de etanol en el destilado - Temperatura a la salida del intercambiador previo al tamiz molecular - Presión del intercambiador previo al tamiz molecular Para fijar las especificaciones necesarias en la columna, se debe realizar el balance de materia con el fin de hallar el caudal de destilado que se debe obtener para una recuperación de etanol del 99%, siendo tal cantidad el 91% en peso de etanol en dicha corriente, eliminando de esta manera un grado de libertad. Los resultados del balance quedan recogidos en la tabla 2, estando resaltadas en azul las casillas correspondientes a los datos de partida, y en verde el resultado obtenido para el caudal de destilado.

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METODOLOGÍA 50

Corriente Componente Caudal, kg/h Composición % p/p Caudal, kmol/h Composición % n/n

Etanol 8.250,00 2,50 179,35 0,99

Agua 321.750,00 97,50 17.875,00 99,01 Alimentación

Total 330.000,00 100 18.054,35 100

Etanol 8.167,50 91,00 177,55 79,82

Agua 807,77 9,00 44,88 20,18 Destilado

Total 8.975,27 100 222,43 100

Etanol 82,50 0,03 1,79 0,01

Agua 320.942,23 99,97 17.830,12 99,99 Cola

Total 321.024,73 100 17.831,92 100

Tabla 2. Resultados del balance de materia para la columna simple

Obtenido el caudal de destilado, se pueden completar las especificaciones del equipo. En primer lugar, aparece el número de etapas, que irá variando hasta optimizar la configuración. El condensador a usar es parcial, ya que es preferible obtener la corriente de destilado en estado vapor para la fase de purificación en tamices moleculares. El hervidor tipo Kettle, se considera una etapa de equilibrio, al igual que el condensador parcial. Por otro lado, impuesto el caudal de destilado, se toma como segunda variable a especificar la relación de reflujo del condensador, dándole un valor orientativo, ya que será una variable a manipular como se verá más adelante. Otros parámetros para configurar la columna son la etapa de alimentación y a la presión de operación del equipo. La corriente de alimentación se introduce en la etapa para la cual el calor necesario en el hervidor es el mínimo, mientras que las corrientes de destilado y cola quedan colocadas de forma automática en la primera y última etapa, respectivamente. La presión del equipo es la misma que la de la corriente de entrada, igual a 1,2 atm, y en este caso, por simplicidad, se supone que no existe pérdida de carga a lo largo de la columna. Con respecto a la etapa donde se debe introducir la alimentación, ésta debe ser tal que optimice el consumo de vapor en el hervidor, es decir, que el calor necesario sea el mínimo para el número total de etapas en cuestión. Esto se realiza variando la etapa de alimentación y comprobando el resultado de calor necesario en el hervidor que ofrece la simulación, cuando éste haya alcanzado un valor mínimo, se estará introduciendo la alimentación en la etapa óptima. Otra opción es representar el diagrama de relación entre claves, donde por medio de los factores de separación se puede deducir si la etapa de alimentación está bien colocada, sin embargo, al ser un método gráfico la información es cualitativa, por lo que puede usarse como aproximación. Para garantizar que se obtiene la separación deseada, se hace uso de las especificaciones de diseño de Radfrac. Imponiendo una recuperación de etanol en la corriente destilado con respecto a la alimentación del 99%, se debe introducir una variable a manipular para satisfacer esta condición. La variable a manipular elegida ha sido la relación de reflujo, ya que el caudal de destilado se ha impuesto para que se cumpla el balance. El rango de variación de dicha variable se impone lo suficientemente amplio puesto que se desconoce su valor.

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METODOLOGÍA 51

Para dimensionar la columna, además del número de etapas de equilibrio, es necesario el diámetro de la misma. El modelo Radfrac permite calcular el diámetro mínimo en cada etapa para que no se produzca inundación, de manera que la velocidad de vapor en cada plato sea un 80% de la que produciría inundación por arrastre. El diámetro de la columna será el mayor de todos los calculados para cada etapa. Definida la columna de destilación, queda especificar el intercambiador de calor aguas abajo, para el cual se impone que la corriente de salida del mismo sea vapor sobrecalentado a 150ºC y 1 atm de presión. Descritos los pasos a seguir para completar el diagrama de flujo, se estudia cómo varía el binomio número de etapas-relación de reflujo para cumplir la separación deseada en la columna. Esto se realiza aumentando el número de etapas de uno en uno con la especificación de diseño activa. El rango estudiado va a depender del límite superior impuesto en el rango de variación de la relación de reflujo, que en este caso, para un valor de la relación de reflujo de 55, resulta un número de etapas mínimo de 9. Aunque este límite superior de reflujo es excesivamente elevado, servirá para observar la relación existente entre el calor necesario en el hervidor y el número de etapas de la columna. El resto de especificaciones descritas permanece constante en todas las simulaciones realizadas, excepto la etapa de alimentación, la cual ha sido optimizada en cada simulación. La tabla 3 muestra los principales resultados obtenidos de las simulaciones.

N Nf R Td, ºC Tc, ºC Qc, kW Qh, kW D, m Qint, kW 9 7 50,01 83,0 105,2 121.134,75 149.344,68 8,11 292,54 10 7 22,10 83,0 105,2 53.536,10 81.746,03 5,55 292,54 11 7 13,62 83,0 105,2 32.986,24 61.196,16 4,93 292,54 12 7 9,72 83,0 105,2 23.552,81 51.762,73 4,62 292,54 13 7 7,61 83,0 105,2 18.442,46 46.632,38 4,46 292,54 14 8 5,92 83,0 105,2 14.342,43 42.552,36 4,28 292,54 15 8 4,84 83,0 105,2 11.724,67 39.934,60 4,19 292,54 16 8 4,20 83,0 105,2 10.174,19 38.384,12 4,15 292,54 17 9 3,75 83,0 105,2 9.081,01 37.290,94 4,10 292,54 18 9 3,31 83,0 105,2 8.020,84 36.230,76 4,07 292,54 19 10 3,17 83,0 105,2 7.674,06 35.883,99 4,05 292,54 20 10 2,86 83,0 105,2 6.934,64 35.144,57 4,03 292,54 21 10 2,68 83,0 105,2 6.489,71 34.699,64 4,03 292,54 22 10 2,57 83,0 105,2 6.227,23 34.437,16 4,03 292,54 23 11 2,49 83,0 105,2 6.033,69 34.243,62 4,01 292,54 24 11 2,42 83,0 105,2 5.853,36 34.063,28 4,01 292,54 25 11 2,37 83,0 105,2 5.749,11 33.959,04 4,01 292,54 26 11 2,35 83,0 105,2 5.687,23 33.897,16 4,01 292,54 27 12 2,32 83,0 105,2 5.623,01 33.832,94 4,01 292,54 28 12 2,31 83,0 105,2 5.583,94 33.793,85 4,01 292,54 29 12 2,30 83,0 105,2 5.559,43 33.769,36 4,01 292,54 30 13 2,29 83,0 105,2 5.546,99 33.756,92 4,01 292,54 31 13 2,28 83,0 105,2 5.531,02 33.740,95 4,01 292,54 32 13 2,28 83,0 105,2 5.529,70 33.739,62 4,01 292,54

Tabla 3. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

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METODOLOGÍA 52

donde N: número de etapas de equilibrio Nf: etapa óptima de alimentación R: relación de reflujo Td: temperatura de la corriente de destilado, ºC Tc: temperatura de la corriente de cola, ºC Qc: calor que se retira en el condensador, kW Qh: calor necesario en el hervidor, kW D: diámetro de la columna, m Qint: calor necesario en el intercambiador previo al tamiz molecular, kW

Como se puede comprobar, a medida que se aumenta el número de etapas de equilibrio, disminuyen todos los demás parámetros, llegando a valores asintóticos para los que no compensa seguir aumentando el número de etapas. Por este motivo, se deja de simular para un número de etapas de equilibrio de treinta y dos. A continuación, se muestra el carácter asintótico que presentan la relación de reflujo y el calor necesario en el hervidor al aumentar el número de etapas.

0

10

20

30

40

50

60

9 10 11 12 13 1415 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 2627 28 29 30 31 32

N

R

0

20.000

40.000

60.000

80.000

100.000

120.000

140.000

160.000

Qh

, kW

R Qh

Figura 26. Relación de la relación de reflujo y el calor necesario en el hervidor con el número de etapas para destilación en columna simple

4.2.2. Diseño de equipos

Para realizar el diseño de cada equipo, es necesario fijar otros parámetros a partir de los datos obtenidos en Aspen. En el caso de la columna, se debe obtener la altura, mientras que en los intercambiadores de calor, se necesita calcular el área de transferencia para obtener los costes de cada uno, como se verá más adelante.

I. Columna Para completar el dimensionamiento de la columna y obtener la altura de la torre, hay que tener en cuenta que las etapas simuladas en cada caso son etapas teóricas o de equilibrio, y no etapas reales, que deben ser conocidas para hallar la altura de la columna.

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METODOLOGÍA 53

Las etapas simuladas en Aspen representan etapas ideales, que deben ser corregidas para dar lugar al número de platos reales necesarios para que se den tantos equilibrios como etapas ideales fueron supuestas. Esto se debe a que en un plato real no llega a alcanzarse el equilibrio entre el líquido y el vapor que salen de él, de manera que la composición del vapor que sale del plato es menor que la del equilibrio, y la del líquido mayor. Para realizar tal corrección, se hace uso de la eficacia global, es decir, la eficacia referida a toda la columna, que viene dada por:

reales

ideales

N

NE = [1]

Los valores de eficacia global fueron correlacionados gráficamente por O´Connell (1946), los cuales se muestran en la figura 27.

Figura 27. Relación entre la eficacia global y el producto de volatilidad y viscosidad

La gráfica presenta la eficacia de la columna frente al producto de la volatilidad relativa media entre los componentes clave de la mezcla (αm), por la viscosidad de la alimentación a la temperatura media de la columna (µm, cP). Cabe mencionar que la correlación se basa principalmente en datos obtenidos en destilaciones de mezclas de hidrocarburos, pero incluye valores para disolventes clorados y mezclas de alcohol-agua, por lo que las eficacias obtenidas por este método son estimaciones aproximadas a las reales. Eduljee (1958) desarrollo la fórmula equivalente a la correlación de O´Connell mediante la siguiente expresión [16]:

( )mmE αµlog5,3251−= [2]

La volatilidad relativa se define como el cociente entre los coeficientes de reparto para cada componente, en este caso, está dada para el componente clave ligero, el etanol:

( )( )aa

ee

a

ee xy

xy

K

K

//==α [3]

A su vez, el coeficiente de reparto para cada componente se define como el cociente entre la fracción molar en el vapor entre la fracción molar en el líquido.

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METODOLOGÍA 54

La volatilidad relativa depende de la temperatura, la presión y la composición, por este motivo dicho parámetro variará de un plato a otro, sin embargo, sea cual sea el número de platos, en los extremos de cada columna se tienen las mismas condiciones de temperatura, presión y composición, por lo que el valor de la volatilidad relativa de las etapas extremas será el mismo en todas las columnas. Este hecho implica que la volatilidad relativa media será la misma en todos los casos simulados, ya que se calcula con la media geométrica de las volatilidades relativas de cabeza y cola:

colaecabezaem ,, ααα ×= [4]

El perfil de coeficientes de reparto a lo largo de la torre de ambos componentes, se proporciona en los resultados de cada simulación activando dicha opción, con lo que basta con sustituir en las expresiones [3] y [4] para hallar la volatilidad relativa media. Por otro lado, la viscosidad de la alimentación se calcula a la temperatura media de la columna, por lo que este parámetro será constante en el cálculo, ya que la presión y composición de la alimentación, son las mismas en todos los casos. La viscosidad para cada componente se calcula a partir de la siguiente expresión [17]:

( )

×+×++=⋅ 54ln32

1exp CTCTCT

CCsPaµ [5]

donde T: temperatura media de la columna, K C1, C2, C3, C4 y C5: constantes según el compuesto La temperatura media de la columna se calcula como la media aritmética de los valores extremos, es decir, de destilado y cola:

2cd

m

TTT

+= [6]

Los valores de las constantes que intervienen en la anterior ecuación, así como el rango de temperatura para la cual es válida, se recogen en la siguiente tabla:

Componente C1 C2 C3 C4 C5 Tmin, K Tmáx, K Etanol 7,875 781,98 -3,0418 - - 200 440 Agua -52,843 3703,6 5,866 -5,879×10-29 10 273,16 646,15

Tabla 4. Coeficientes para el cálculo de la viscosidad de la mezcla etanol-agua

Con los valores individuales, la viscosidad de la mezcla viene dada por:

3

1

31

×= ∑=

i

n

iimezcla xµµ [7]

donde xi: fracción molar de cada componente en la alimentación

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METODOLOGÍA 55

Obtenidas la volatilidad relativa y la viscosidad medias, la eficiencia de la columna se calcula con la fórmula [2]. Cabe mencionar que, debido a los parámetros de los que depende, la eficacia será la misma para todos los casos, independientemente del número de etapas simuladas. Finalmente, con la eficacia global de la columna se obtiene el número de platos reales para cada número de etapas ideales supuesto. Para este cálculo, la ecuación [1] debe ser modificada, ya que hervidor y condensador son consideradas etapas ideales que no se deben cuantificar a la hora de calcular el número de platos reales.

( )100

2 ×−=E

NN ideales

reales [8]

Cabe mencionar que, cada número de etapas reales se ha redondeado a su entero superior. El diámetro de la columna lo proporciona Aspen Plus a partir de un cálculo hidráulico, como se comentó anteriormente. Para obtener la altura de la torre, es necesario conocer el espaciado entre platos que, generalmente, se escoge en base a la facilidad de construcción y mantenimiento, dependiendo a su vez, del diámetro de la columna. En la tabla 5 se muestran los valores recomendados en función del diámetro de la torre [18].

Tabla 5. Espaciamiento entre platos en función del diámetro de la columna

La altura se completa añadiendo 1,2 m por encima del plato superior para separar el líquido arrastrado por el vapor, y 3 m por debajo del plato de cola para disponer de suficiente capacidad de líquido y conseguir una operación ininterrumpida del hervidor. Según bibliografía, si la altura de la torre es superior a 64 m puede ser preferible acoplar dos o más columnas, cosa que no ocurre en esta configuración como se verá en los resultados [19]. Con estos datos, la altura de la columna se expresaría como:

( ) ( )DtNL reales ×−++= 132,1 [9]

donde Nreales: número de etapas reales calculadas t(D): espaciamiento entre platos, m

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METODOLOGÍA 56

Cabe comentar que todos los diámetros obtenidos en esta configuración, quedan entre 4-8 m, con lo que a todas las columnas le corresponde el mismo espacio entre platos. Además, al igual que para el número de etapas reales, el valor obtenido para la altura de cada torre ha sido redondeado a su entero superior. Obtenida la altura de la columna, se tienen todos los parámetros que permiten el cálculo del coste de este equipo, ya que junto con el diámetro queda especificado el tamaño de la misma. Sin embargo, hay que mencionar factores de tipo constructivo que intervendrán también en el coste del equipo, como son el tipo de plato usado y el material de construcción. El tipo de plato usado para todas las columnas será perforado, ya que presenta bajos coste y bajas caídas de presión. En cuanto al material de construcción, el recomendado para operaciones que involucran alcoholes, es el acero inoxidable [20]. Tanto la columna como los platos de todas las configuraciones a estudiar, serán de acero inoxidable tipo 304, debido a la resistencia a la corrosión que presenta. El tipo 304 contiene Cr y Ni, que le confiere la resistencia a corrosión tanto en ambientes oxidantes como ambientes no oxidantes [16].

II. Hervidor Los datos de partida para el diseño de este equipo son: el calor necesario a aportar por el hervidor y temperatura de la corriente de cola. Ambos datos han sido obtenidos de las simulaciones realizadas en Aspen para cada número de etapas de equilibrio. El tipo de intercambiador usado es un hervidor tipo Kettle, en el que el líquido se acumula en una cámara en la que hay sumergidos unos tubos por el que circula el fluido que hace hervir al líquido acumulado. En la siguiente figura se muestra un hervidor tipo Kettle dispuesto en la sección de agotamiento de una columna de destilación.

Figura 28. Hervidor tipo Kettle

El parámetro de diseño necesario para el cálculo del coste del hervidor es el área de transferencia requerida, obtenido a partir de la siguiente expresión:

( )..,.., ffsatcfsataportado TTAUQ −××= [10]

donde

U: coeficiente global de transferencia de calor, Cm

W

º2

A: área de transferencia requerida, m2 Tsat, f.c.: temperatura de saturación del fluido caliente Tsat, f.f.: temperatura de saturación del fluido frío

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METODOLOGÍA 57

Para hallar el coeficiente global de transferencia, es necesario definir la ubicación de los fluidos en el intercambiador. En este caso, por los tubos fluye el vapor de servicio por ser el fluido de mayor presión y, por tanto, la corriente de cola en la carcasa. Según esta disposición y por tratarse de un hervidor que contiene prácticamente agua en la carcasa,

el coeficiente de transferencia global puede estimarse como 1.845,45 Cm

W

º2 [20].

Por otro lado, el uso de la diferencia de las temperaturas de saturación se debe a que la mezcla que sufre la evaporación está compuesta prácticamente de un solo componente, al igual que el vapor de servicio que condensa, con lo que los cambios de estado serán isotérmicos. Para obtener la temperatura de saturación del vapor de servicio, se toma como referencia que la diferencia de temperatura que debe darse entre ambos fluidos en estas aplicaciones es de 20ºC [16]. Dicho esto, y conocida la temperatura de la corriente de cola, el vapor de servicio a usar debe ser de 2,5 bar, al que le corresponde una temperatura de saturación de 127,4 ºC. Sin embargo, debido a la alta carga necesaria en el hervidor que se da en algunos casos, ha sido necesario aumentar la presión del vapor de servicio para que la diferencia de temperaturas entre ambas corrientes fuese mayor, y de esta manera, resulten áreas de transferencia de un orden de magnitud viable para el diseño. Añadir que el material de construcción de todos los hervidores será acero inoxidable, por el mismo motivo comentado para la columna.

III. Condensador Al igual que en el diseño del hervidor, los datos de partida son: el calor retirado en el condensador y la temperatura de la corriente destilado. Asimismo, el parámetro necesario para el cálculo de los costes es el área de transferencia necesaria, calculada en este caso por medio de la siguiente ecuación:

Tretirado FDTLMAU Q ×××= [11]

donde

U: coeficiente global de transferencia de calor, Cm

W

º2

A: área de transferencia requerida, m2 DTLM: diferencia de temperatura logarítmica media FT: factor de corrección de la diferencia de temperatura logarítmica media El tipo de intercambiador a usar es un intercambiador de carcasa y tubo, el más usado en estas aplicaciones debido al incremento del área de transferencia de calor por la ubicación de numerosos tubos de pequeño diámetro. Para obtener el coeficiente global de transferencia de calor, se ubica el flujo de destilado en la carcasa, debido a que en condensadores horizontales no es recomendable que se produzca la condensación en los tubos, yendo por los mismos el agua de refrigeración [16]. De esta manera, el coeficiente global de transferencia de calor para la

condensación de alcohol circulando agua por los tubos se estimó 851,75 Cm

W

º2 [20].

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METODOLOGÍA 58

En este caso, se usa la diferencia de temperatura logarítmica media debido a que en ambos lados del intercambiador se dan procesos no isotermos. Sin embargo, debido a la alta concentración de etanol en el destilado, se puede considerar condensación isotérmica a la temperatura de saturación [16]. La diferencia de temperatura logarítmica media, DTLM, se define como:

( ) ( )( )( )..,..,

..,..,

..,..,..,..,

lnffecfs

ffscfe

ffecfsffscfe

TT

TTTTTT

DTLM

−−

−−−= [12]

donde Te, f.c.: temperatura de entrada del fluido caliente Ts, f.f.: temperatura de salida del fluido frío Ts, f.c.: temperatura de salida del fluido caliente Te, f.f.: temperatura de entrada del fluido frío Siendo el fluido frío el agua de refrigeración, se toma una temperatura de entrada de 90ºF (32ºC) y de salida 120ºF (49ºC) [20]. Por último, el factor de corrección toma como valor la unidad, ya que se produce la condensación de una de las corrientes [21]. Despejando de la ecuación [11] y sustituyendo todos los parámetros descritos, se obtiene el valor del área necesaria para el condensador. Al igual que los equipos vistos anteriormente, el material de construcción de los condensadores es acero inoxidable.

IV. Intercambiador previo al tamiz molecular Por último, el diseño de este intercambiador es común para todas las columnas estudiadas, ya que se trata el mismo caudal de destilado, en las mismas condiciones iniciales y finales. Como en todos los intercambiadores diseñados, el parámetro necesario para el cálculo de los costes es el área de transferencia requerida, tomándose la expresión [11] para su cálculo. Asimismo, se tienen como datos de partida el calor a aportar y las temperaturas de entrada y salida de la corriente de destilado. El coeficiente global de transferencia de calor, se corresponde con el de un calentador por el que fluye vapor de servicio por los tubos para calentar una corriente de naturaleza

orgánica. Para esta configuración se estimó un valor de 750 Cm

Wº2 [16].

Se emplea la diferencia de temperatura logarítmica media por darse un proceso no isotermo, ya que la corriente vapor de destilado es sobrecalentada hasta 150ºC para acondicionarla al proceso de adsorción en tamices moleculares. Por otro lado, el vapor de servicio sufre condensación isoterma a la temperatura de saturación de 170,4ºC. A esta temperatura de saturación le corresponde una presión de 8 bar, que es la necesaria para tener una diferencia de temperatura de 20ºC entre ambas corrientes.

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METODOLOGÍA 59

Al igual que en el condensador, el factor de corrección toma el valor de la unidad, ya que se produce la condensación del vapor de servicio [21]. Con las temperaturas de las corrientes definidas, se calcula la diferencia de temperatura por medio de la ecuación [12] para obtener la superficie necesaria. Del mismo modo, el material usado en la construcción de este equipo será acero inoxidable para todas las configuraciones. Para completar este apartado se presenta a continuación una tabla resumen con los resultados obtenidos en el diseño.

N E Nr L, m PVS herv, bar Ah,m2 Ac, m

2 PVS int, bar A int, m2

9 48,98 15 17 10,0 1.083,35 3.392,06 8,0 8,47 10 48,98 17 19 4,5 1.037,38 1.499,14 8,0 8,47 11 48,98 19 21 3,5 983,99 923,69 8,0 8,47 12 48,98 21 23 3,0 987,64 659,53 8,0 8,47 13 48,98 23 24 3,0 889,75 516,43 8,0 8,47 14 48,98 25 26 2,5 1.038,65 401,62 8,0 8,47 15 48,98 27 28 2,5 974,75 328,32 8,0 8,47 16 48,98 29 30 2,5 936,91 284,90 8,0 8,47 17 48,98 31 32 2,5 910,22 254,29 8,0 8,47 18 48,98 33 33 2,5 884,35 224,60 8,0 8,47 19 48,98 35 35 2,5 875,88 214,89 8,0 8,47 20 48,98 37 37 2,5 857,83 194,19 8,0 8,47 21 48,98 39 39 2,5 846,97 181,73 8,0 8,47 22 48,98 41 41 2,5 840,57 174,38 8,0 8,47 23 48,98 43 42 2,5 835,84 168,96 8,0 8,47 24 48,98 45 44 2,5 831,44 163,91 8,0 8,47 25 48,98 47 46 2,5 828,90 160,99 8,0 8,47 26 48,98 49 48 2,5 827,39 159,26 8,0 8,47 27 48,98 52 51 2,5 825,82 157,46 8,0 8,47 28 48,98 54 52 2,5 824,87 156,36 8,0 8,47 29 48,98 56 54 2,5 824,27 155,68 8,0 8,47 30 48,98 58 56 2,5 823,96 155,33 8,0 8,47 31 48,98 60 58 2,5 823,57 154,88 8,0 8,47 32 48,98 62 60 2,5 823,54 154,84 8,0 8,47

Tabla 6. Resultados del diseño para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

donde N: número de etapas de equilibrio E: eficiencia de la columna Nr: número de etapas reales L: altura de la torre, m

PVS herv: presión del vapor de servicio usado en el hervidor, bar Ah: área de transferencia del hervidor, m2

Ac: área de transferencia del condensador, m2 PVS int: presión del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar

A int: área de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m2

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METODOLOGÍA 60

4.2.3. Costes

A partir de los parámetros obtenidos en el apartado anterior, se obtiene el coste asociado a esta configuración. Junto con los equipos presentados para la obtención de la inversión en capital, se tienen como servicios vapor y agua de refrigeración para el cálculo de los costes de operación. El procedimiento detallado del cálculo de la inversión en capital y costes de operación se presenta en el Anexo A. Cálculo de costes. A continuación se presentan las tablas 7 y 8, para los costes asociados al capital de inversión, y la tabla 9 para los costes de operación junto con el caudal necesario de cada servicio. Cabe añadir que, quedan descartados los casos resaltados en rojo, ya que su cálculo conlleva una alta incertidumbre al quedar fuera del rango de aplicación de la correspondiente correlación de coste.

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METODOLOGÍA 61

Nr CBM Columna, $ CBM Hervidor, $ CBM Condensador, $ CBM Intercambiador, $ CBM TOTAL , $ 15 5.696.790,75 2.493.608,92 5.418.649,41 20.790,50 13.629.839,58 17 2.779.758,14 2.404.894,68 2.449.683,49 20.790,50 7.655.126,80 19 2.644.944,31 2.302.112,06 1.619.646,22 20.790,50 6.587.493,09 21 2.765.825,30 2.309.116,81 1.245.415,78 20.790,50 6.341.148,39 23 2.858.169,99 2.121.214,12 1.042.450,40 20.790,50 6.042.625,01 25 3.084.576,11 2.407.345,39 878.094,82 20.790,50 6.390.806,82 27 3.366.581,25 2.284.344,47 771.629,38 20.790,50 6.443.345,60 29 3.687.840,57 2.211.651,09 707.647,34 20.790,50 6.627.929,50 31 4.032.625,25 2.160.461,96 661.963,49 20.790,50 6.875.841,20 33 4.225.764,49 2.110.864,16 617.080,84 20.790,50 6.974.500,00 35 4.618.199,95 2.094.650,56 602.252,96 20.790,50 7.335.893,97 37 5.039.014,66 2.060.092,18 570.353,78 20.790,50 7.690.251,11 39 5.490.343,00 2.039.306,08 550.950,82 20.790,50 8.101.390,39 41 5.970.524,98 2.027.046,49 539.422,17 20.790,50 8.557.784,13 43 6.233.691,32 2.018.008,17 530.879,50 20.790,50 8.803.369,49 45 6.760.642,78 2.009.587,26 522.886,11 20.790,50 9.313.906,64 47 7.319.368,11 2.004.720,23 518.249,58 20.790,50 9.863.128,41 49 7.910.996,19 2.001.831,15 515.491,94 20.790,50 10.449.109,78 52 8.862.629,66 1.998.832,94 512.625,58 20.790,50 11.394.878,67 54 9.208.191,74 1.997.008,01 510.879,50 20.790,50 11.736.869,76 56 9.905.424,71 1.995.864,71 509.783,25 20.790,50 12.431.863,17 58 10.640.204,54 1.995.283,97 509.226,59 20.790,50 13.165.505,59

60 11.413.729,24 1.994.538,43 508.511,71 20.790,50 13.937.569,88

62 12.227.213,16 1.994.476,34 508.452,61 20.790,50 14.750.932,61

Tabla 7. Costes de los equipos para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 62

Nr CDPI, $ Ccont, $ CTDC, $ CTPI, $ CWC, $ CTCI, $ A, $/año 15 14.311.331,56 2.576.039,68 16.887.371,24 19.251.603,21 3.397.341,74 22.648.944,96 3.873.355,81 17 8.037.883,14 1.446.818,97 9.484.702,11 10.812.560,40 1.908.098,89 12.720.659,30 2.175.449,66 19 6.916.867,74 1.245.036,19 8.161.903,94 9.304.570,49 1.641.983,03 10.946.553,51 1.872.047,32 21 6.658.205,81 1.198.477,04 7.856.682,85 8.956.618,45 1.580.579,73 10.537.198,18 1.802.040,58 23 6.344.756,26 1.142.056,13 7.486.812,39 8.534.966,13 1.506.170,49 10.041.136,62 1.717.205,59 25 6.710.347,16 1.207.862,49 7.918.209,65 9.026.759,00 1.592.957,47 10.619.716,47 1.816.152,61 27 6.765.512,88 1.217.792,32 7.983.305,20 9.100.967,93 1.606.053,16 10.707.021,09 1.831.083,19 29 6.959.325,97 1.252.678,67 8.212.004,65 9.361.685,30 1.652.062,11 11.013.747,41 1.883.538,62 31 7.219.633,26 1.299.533,99 8.519.167,25 9.711.850,67 1.713.856,00 11.425.706,67 1.953.990,68 33 7.323.224,99 1.318.180,50 8.641.405,49 9.851.202,26 1.738.447,46 11.589.649,72 1.982.027,74 35 7.702.688,66 1.386.483,96 9.089.172,62 10.361.656,79 1.828.527,67 12.190.184,46 2.084.729,42 37 8.074.763,67 1.453.457,46 9.528.221,13 10.862.172,08 1.916.853,90 12.779.025,98 2.185.431,36 39 8.506.459,91 1.531.162,78 10.037.622,69 11.442.889,87 2.019.333,51 13.462.223,37 2.302.269,76 41 8.985.673,33 1.617.421,20 10.603.094,53 12.087.527,77 2.133.093,14 14.220.620,90 2.431.968,67 43 9.243.537,96 1.663.836,83 10.907.374,79 12.434.407,27 2.194.307,16 14.628.714,43 2.501.759,63 45 9.779.601,98 1.760.328,36 11.539.930,33 13.155.520,58 2.321.562,45 15.477.083,03 2.646.845,12 47 10.356.284,83 1.864.131,27 12.220.416,10 13.931.274,36 2.458.460,18 16.389.734,54 2.802.924,09 49 10.971.565,27 1.974.881,75 12.946.447,02 14.758.949,60 2.604.520,52 17.363.470,12 2.969.449,48 52 11.964.622,60 2.153.632,07 14.118.254,67 16.094.810,32 2.840.260,65 18.935.070,97 3.238.220,03 54 12.323.713,24 2.218.268,38 14.541.981,63 16.577.859,05 2.925.504,54 19.503.363,59 3.335.407,76 56 13.053.456,33 2.349.622,14 15.403.078,47 17.559.509,45 3.098.736,96 20.658.246,41 3.532.912,41 58 13.823.780,87 2.488.280,56 16.312.061,43 18.595.750,03 3.281.602,95 21.877.352,98 3.741.400,43 60 14.634.448,37 2.634.200,71 17.268.649,08 19.686.259,95 3.474.045,87 23.160.305,83 3.960.807,24 62 15.488.479,24 2.787.926,26 18.276.405,51 20.835.102,28 3.676.782,75 24.511.885,03 4.191.950,33

Tabla 8. Capital de inversión para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 63

Nr mherv, kg/s CS herv, $/kg CS herv, $/año mint, kg/s CS int, $/kg CS int, $/año qcond, m3/s CS cond, $/m3 CS cond, $/año CS TOTAL , $/año

15 74,11 0,05 109.243.543,45 0,14 0,14 593.799,15 1,70 0,11 5.463.858,78 115.301.201,38 17 38,55 0,05 54.521.906,79 0,14 0,14 593.799,15 0,75 0,12 2.706.462,32 57.822.168,27 19 28,49 0,05 39.787.980,76 0,14 0,14 593.799,15 0,46 0,14 1.868.219,09 42.249.999,00 21 23,92 0,05 33.139.893,39 0,14 0,14 593.799,15 0,33 0,15 1.483.422,85 35.217.115,39 23 21,55 0,05 29.912.641,90 0,14 0,14 593.799,15 0,26 0,17 1.274.968,08 31.781.409,13 25 19,51 0,05 26.749.978,62 0,14 0,14 593.799,15 0,20 0,19 1.107.724,97 28.451.502,74 27 18,31 0,05 25.139.301,16 0,14 0,14 593.799,15 0,16 0,21 1.000.944,70 26.734.045,01 29 17,60 0,05 24.185.195,80 0,14 0,14 593.799,15 0,14 0,22 937.699,53 25.716.694,48 31 17,09 0,05 23.512.440,22 0,14 0,14 593.799,15 0,13 0,24 893.107,95 24.999.347,32 33 16,61 0,05 22.859.947,07 0,14 0,14 593.799,15 0,11 0,26 849.862,87 24.303.609,09 35 16,45 0,05 22.646.515,42 0,14 0,14 593.799,15 0,11 0,26 835.717,47 24.076.032,04 37 16,11 0,05 22.191.396,10 0,14 0,14 593.799,15 0,10 0,28 805.556,01 23.590.751,25 39 15,91 0,05 21.917.526,02 0,14 0,14 593.799,15 0,09 0,29 787.407,00 23.298.732,17 41 15,79 0,05 21.755.956,04 0,14 0,14 593.799,15 0,09 0,30 776.700,26 23.126.455,45 43 15,70 0,05 21.636.820,12 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,31 768.805,62 22.999.424,90 45 15,61 0,05 21.525.808,02 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,31 761.449,84 22.881.057,01 47 15,57 0,05 21.461.640,17 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,32 757.197,41 22.812.636,73 49 15,54 0,05 21.423.547,96 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,32 754.673,28 22.772.020,39 52 15,51 0,05 21.384.015,09 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,32 752.053,70 22.729.867,94 54 15,49 0,05 21.359.951,77 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,33 750.460,01 22.704.210,92 56 15,48 0,05 21.344.875,99 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,33 749.460,23 22.688.135,37 58 15,47 0,05 21.337.218,05 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,33 748.952,79 22.679.969,99 60 15,47 0,05 21.327.387,07 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,33 748.301,36 22.669.487,58 62 15,47 0,05 21.326.568,33 0,14 0,14 593.799,15 0,08 0,33 748.247,52 22.668.615,00

Tabla 9. Costes de operación para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

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METODOLOGÍA 64

Como se comentó al inicio de este apartado, el número de platos que hace óptima esta configuración minimiza el coste total anualizado, que incluye costes de inversión y operación. En la figura 29 se muestra el coste total anualizado frente al número de platos.

1.600.000

1.800.000

2.000.000

2.200.000

2.400.000

2.600.000

2.800.000

3.000.000

3.200.000

21 23 25 27 29 31 33 35 37 39 41 43 45 47 49 52

Nº de etapas reales

Cap

ital,

$

22.000.000

24.000.000

26.000.000

28.000.000

30.000.000

32.000.000

34.000.000

36.000.000

Ope

raci

ón/T

ota

l, $

Capital Operación Total

Figura 29. Costes resultantes de la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

Debido al orden de magnitud del coste de los servicios, para visualizar mejor los resultados, la representación se realiza en dos ejes de ordenadas. Aunque la tendencia que presentan capital y operación sea ascendente y descendente, respectivamente, debido al carácter asintótico que presenta la curva de costes de operación, la función de coste total es bastante plana cerca del mínimo. Para comprobarlo se muestran tabulados los valores representados.

Nr Capital, $ Operación, $ Total, $ 21 1.802.040,58 35.217.115,39 37.019.155,96 23 1.717.205,59 31.781.409,13 33.498.614,72 25 1.816.152,61 28.451.502,74 30.267.655,35 27 1.831.083,19 26.734.045,01 28.565.128,20 29 1.883.538,62 25.716.694,48 27.600.233,10 31 1.953.990,68 24.999.347,32 26.953.338,00 33 1.982.027,74 24.303.609,09 26.285.636,83 35 2.084.729,42 24.076.032,04 26.160.761,46 37 2.185.431,36 23.590.751,25 25.776.182,61 39 2.302.269,76 23.298.732,17 25.601.001,93 41 2.431.968,67 23.126.455,45 25.558.424,13 43 2.501.759,63 22.999.424,90 25.501.184,52 45 2.646.845,12 22.881.057,01 25.527.902,13 47 2.802.924,09 22.812.636,73 25.615.560,82 49 2.969.449,48 22.772.020,39 25.741.469,87 52 3.238.220,03 22.729.867,94 25.968.087,96

Tabla 10. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento

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METODOLOGÍA 65

Resaltados en azul y rojo los valores mínimo y máximo, respectivamente, se toma como diseño óptimo para esta configuración la columna de 43 etapas reales, que lleva asociado el mínimo coste total.

4.3. Destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

Este esquema trata de reducir los gastos energéticos de la configuración anterior por medio de un menor consumo en el vapor de servicio. Para ello, se precalienta la alimentación antes de entrar a la columna. El precalentamiento de la mezcla diluida se realiza en un intercambiador de calor donde el fluido caliente se corresponde con la corriente de cola que sale de la torre. Para entender la importancia del precalentamiento de la alimentación, se debe tener en cuenta que en el plato donde se introduce dicha corriente puede variar el flujo del líquido o el del vapor, o incluso el de ambos, dependiendo de la condición térmica de la alimentación. En el caso estudiado, la alimentación se introduce como líquido subenfriado, por lo que este flujo se sumará al líquido que desciende por la columna, además, condensará algo de vapor ascendente para calentar la alimentación hasta el punto de burbuja; dando lugar a un aumento del flujo de líquido en la sección de agotamiento y una disminución del flujo de vapor en la sección de enriquecimiento. Al introducir la alimentación en su punto de burbuja, no se requiere condensación del vapor ascendente para calentar la alimentación, por lo que el flujo de líquido que desciende se corresponde a la suma de la alimentación más el que provenía del plato superior a la alimentación. Este hecho queda representado en la figura 30 [12].

Figura 30. Reparto de la alimentación para líquido subenfriado y líquido saturado, respectivamente

La ventaja de introducir la alimentación a la temperatura de burbuja radica en la necesidad de menor carga en el hervidor, disminuyendo los costes de operación al reducirse el consumo de vapor de servicio. Al igual que en el caso anterior, se trata de obtener el número de etapas que minimiza el coste total, observando las ventajas que conlleva la introducción del precalentamiento.

4.3.1. Simulación

El modelado del sistema donde se aprovecha el calor residual de la corriente de cola, queda de la siguiente manera:

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METODOLOGÍA 66

Figura 31.Esquema usado en la simulación de destilación simple en columna de fraccionamiento y

precalentamiento de la alimentación

El intercambiador denominado INTCOLA concerniente a la corriente de cola, ha sido introducido con el fin de involucrar ésta con la corriente de alimentación a través de un flujo de calor. De esta manera se garantiza que el aumento de temperatura de la corriente de alimentación se obtiene aprovechando la temperatura de salida de la corriente de cola. En la práctica este equipo es totalmente innecesario, ya que el aprovechamiento energético se realiza en un solo intercambiador, con lo que no se tendrá en cuenta como equipo perteneciente a esta configuración. En este caso, a los grados de libertad citados en el apartado anterior, se añaden los siguientes: - Temperatura de precalentamiento de la alimentación - Presión del intercambiador de precalentamiento de la alimentación - Presión del intercambiador dispuesto en la corriente de cola El tipo de columna y modelo termodinámico usados coinciden con el caso anterior. Por otro lado, las especificaciones de la alimentación, columna e intercambiador previo al tamiz molecular, son también las impuestas para la configuración precedente. Con esto, sólo queda definir el sistema de intercambiadores usado en el precalentamiento de la alimentación. Como se comentó anteriormente, la temperatura de la alimentación debe aumentarse para que dicha corriente entre a la columna como líquido saturado. Se comprueba que para una mezcla que contiene el 2,5% p/p de etanol a una presión de 1,2 atm, se debe alcanzar una temperatura de 102,3 ºC para obtener líquido saturado. Sin embargo, existe un factor que limita la temperatura de precalentamiento, ya que cuando el intercambio de calor se produce entre dos fluidos de proceso para la recuperación de calor, la temperatura óptima de aproximación no será normalmente inferior a 20 ºC. Dado que el fluido calefactor (corriente de cola) alcanza una temperatura de 105,2 ºC en las condiciones de trabajo, la temperatura de precalentamiento queda limitada a 85,2 ºC. El motivo de este margen de seguridad se debe a que cuanto menor sea el pinch (diferencia entre la temperatura de salida de una corriente y la temperatura de entrada de la otra corriente), mayor será el área de transferencia de calor requerida en el intercambiador, hasta el punto de obtenerse diseños ineficientes del equipo [16].

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METODOLOGÍA 67

Definida la nueva temperatura de alimentación, se introduce junto con la presión de operación como especificaciones para el intercambiador involucrado a la corriente de alimentación. Por último, para completar la configuración de los equipos, en el intercambiador de la corriente de cola se debe definir una variable, en este caso se impone la presión de trabajo del sistema dada como dato. De este modo, se obtiene el calor que cede la corriente de cola seleccionando en la pestaña de resultados la corriente de calor creada que implica ambas corrientes. Concluido el modelado del sistema, se procede del mismo modo que en el caso anterior, tomando como primer valor el número de etapas que hace que se cumplan las especificaciones. A continuación se muestra una tabla donde se recogen los principales resultados de las simulaciones.

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METODOLOGÍA 68

N Nf R Tf i, ºC Tf f, ºC Td, ºC Tc i, ºC Tc f, ºC Qc, kW Qh, kW D, m Qint tamiz, kW Qint prec, kW 9 7 55,49 38,0 85,2 83,0 105,2 59 134.406,77 144.845,55 9,41 292,54 17.771,48 10 7 27,06 38,0 85,2 83,0 105,2 59 65.535,82 75.974,60 6,28 292,54 17.771,48 11 7 18,42 38,0 85,2 83,0 105,2 59 44.610,14 55.048,93 5,45 292,54 17.771,48 12 7 14,36 38,0 85,2 83,0 105,2 59 34.779,10 45.217,88 5,02 292,54 17.771,48 13 7 12,04 38,0 85,2 83,0 105,2 59 29.172,98 39.611,77 4,75 292,54 17.771,48 14 8 10,44 38,0 85,2 83,0 105,2 59 25.282,81 35.721,60 4,56 292,54 17.771,48 15 8 9,21 38,0 85,2 83,0 105,2 59 22.317,76 32.756,55 4,41 292,54 17.771,48 16 8 8,36 38,0 85,2 83,0 105,2 59 20.259,47 30.698,25 4,30 292,54 17.771,48 17 8 7,75 38,0 85,2 83,0 105,2 59 18.768,34 29.207,13 4,22 292,54 17.771,48 18 8 7,29 38,0 85,2 83,0 105,2 59 17.655,28 28.094,06 4,16 292,54 17.771,48 19 8 6,94 38,0 85,2 83,0 105,2 59 16.807,46 27.246,25 4,11 292,54 17.771,48 20 8 6,67 38,0 85,2 83,0 105,2 59 16.146,74 26.585,52 4,07 292,54 17.771,48 21 8 6,45 38,0 85,2 83,0 105,2 59 15.630,13 26.068,92 4,04 292,54 17.771,48 22 9 6,28 38,0 85,2 83,0 105,2 59 15.199,28 25.638,06 4,02 292,54 17.771,48 23 9 6,10 38,0 85,2 83,0 105,2 59 14.779,93 25.218,71 3,99 292,54 17.771,48 24 9 5,96 38,0 85,2 83,0 105,2 59 14.444,78 24.883,56 3,97 292,54 17.771,48 25 9 5,85 38,0 85,2 83,0 105,2 59 14.176,90 24.615,68 3,96 292,54 17.771,48 26 9 5,76 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.961,35 24.400,13 3,94 292,54 17.771,48 27 9 5,69 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.789,47 24.228,25 3,93 292,54 17.771,48 28 9 5,64 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.651,93 24.090,71 3,92 292,54 17.771,48 29 9 5,59 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.542,59 23.981,38 3,92 292,54 17.771,48 30 9 5,56 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.457,04 23.895,82 3,91 292,54 17.771,48 31 9 5,53 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.389,62 23.828,40 3,91 292,54 17.771,48 32 10 5,50 38,0 85,2 83,0 105,2 59 13.322,44 23.761,22 3,90 292,54 17.771,48

Tabla 11. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

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METODOLOGÍA 69

donde N: número de etapas de equilibrio Nf: etapa óptima de alimentación R: relación de reflujo Tf i: temperatura de la corriente de alimentación, ºC Tf f: temperatura de precalentamiento de la corriente de alimentación, ºC Td: temperatura de la corriente de destilado, ºC Tc i: temperatura de la corriente de cola a la salida de la columna, ºC Tc f: temperatura de la corriente de cola tras el precalentamiento, ºC Qc: calor que se retira en el condensador, kW Qh: calor necesario en el hervidor, kW D: diámetro de la columna, m Qint tamiz: calor necesario en el intercambiador previo al tamiz molecular, kW Qint prec: calor aportado por la corriente de cola, kW

Comparando estos resultados con los del sistema sin precalentamiento, puede verse que la etapa óptima de la alimentación ha cambiado debido al aumento de la temperatura. Por otro lado, el calor a retirar en el condensador ha aumentado con respecto a la configuración precedente por el aumento de la relación de reflujo, debido principalmente al acortamiento de la sección de enriquecimiento de la columna al introducirse la alimentación en etapas superiores. Sin embargo, y como era de esperar, el calor a aportar por el hervidor ha disminuido, poniéndose de manifiesto en la siguiente gráfica.

20.000

30.000

40.000

50.000

60.000

70.000

80.000

90.000

1011121314151617181920212223242526272829303132

Nº de etapas de equilibrio

Cal

or h

ervi

dor,

kW

Con precalentamiento Sin precalentamiento

Figura 32. Comparativa de la carga necesaria en el hervidor para el sistema con y sin precalentamiento para destilación simple en columna de fraccionamiento

Obtenidos los datos necesarios, se pasa al diseño de los equipos.

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METODOLOGÍA 70

4.3.2. Diseño de equipos

I. Columna Del mismo modo, es necesario determinar el número de platos reales a partir de la eficacia global para calcular la altura de la torre. Para ello se debe conocer la volatilidad relativa y viscosidad medias en esta configuración. Como se comentó anteriormente, la volatilidad relativa media dependerá de las condiciones en los extremos de la columna, siendo en este caso las mismas que en el caso precedente, por lo que su valor coincide con el anterior y es igual para todas las simulaciones realizadas en este apartado. Por otro lado, la viscosidad es función de la composición de la alimentación y la temperatura media de la columna, coincidiendo también con la del sistema anterior. Esto implica que la eficacia global de la columna, y a su vez el número de platos reales serán los mismos que en la configuración precedente. Por último, se recurre a la expresión [9] para obtener la altura de la columna. Se podría pensar que, coincidiendo todos los parámetros anteriores, resultaría la misma longitud de columna necesaria, sin embargo, en la ecuación para su cálculo interviene el espaciamiento entre platos que, al ser función del diámetro obtenido en las simulaciones, tomará otros valores.

II. Hervidor Teniendo como dato de partida el calor aportado por el hervidor, además de todos los parámetros necesarios tomados de bibliografía y detallados en el caso precedente, basta con sustituir en la expresión [10] para obtener el área necesaria de transferencia. Cabe mencionar que los valores de área resultantes serán menores que los obtenidos en el sistema anterior debido a la disminución del calor a aportar. Además, la presión del vapor de servicio se ha aumentado en menor medida para obtener valores de superficie viables.

III. Condensador Para este equipo, se toma la ecuación [11] para obtener la superficie de transferencia a partir del calor retirado por el mismo, ya que todos los parámetros necesarios se obtuvieron en el caso anterior. En este caso, el resultado es mayor con respecto al resultado precedente debido al aumento del calor a retirar.

IV. Intercambiador previo al tamiz molecular Debido a que las condiciones de caudal y temperatura para la corriente de destilado son las mismas que en el caso sin precalentamiento, el calor necesario para acondicionar dicha corriente a la purificación en tamices moleculares coincide, y por tanto, el área de transferencia requerida será la misma que la calculada anteriormente.

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METODOLOGÍA 71

V. Intercambiador precalentamiento alimentación Como ocurre con el intercambiador previo al tamiz molecular, el área necesaria para este equipo es independiente del número de etapas a usar en la columna, ya que en él se produce el calentamiento de la alimentación hasta una cierta temperatura, sea cual sea la configuración de la torre. Al igual que en el resto de intercambiadores, los datos de partida para obtener el área de transferencia requerida son: las temperaturas de entrada y salida de las corrientes involucradas, así como el calor que se debe aportar, obtenido tras las simulaciones. Debido a que el intercambio de calor dado en este equipo genera procesos no isotermos, la ecuación que gobierna dicho intercambio viene dada por la expresión [11]. Sin embargo, el valor del coeficiente global de transferencia y el factor de corrección FT, deben ser especificados para esta nueva situación. En este caso no influye la ubicación de los fluidos en el intercambiador para la obtención del coeficiente global de transferencia de calor, se distingue entre fluido caliente y fluido frío, siendo ambos prácticamente agua. Teniendo en cuenta que el uso de este equipo es el de un intercambiador de calor como tal, el valor del coeficiente

global resulta 1.150 Cm

W

º2 [16].

Por último, hay que definir el valor del factor de corrección, FT, que en este caso no toma como valor la unidad, ya que no se producen procesos isotermos en el intercambiador [21]. Este parámetro depende del tipo de intercambiador a usar y de la ubicación de los fluidos en el mismo, dado en correlaciones gráficas en función de dos nuevos parámetros, R y S, definidos como:

( )( )12

21

tt

TTR

−−= [13]

( )( )11

12

tT

ttS

−−= [14]

Por ello, es necesario definir por donde circula cada corriente, ya que las temperaturas nombradas en mayúsculas se corresponden con las de la corriente que fluye por la carcasa, y por tanto, en minúsculas se designan a las temperaturas del fluido que va por los tubos. En este caso, la corriente que va por los tubos es la corriente de cola, por ser el fluido de mayor temperatura [20], por lo que los parámetros R y S resultan 1,02 y 0,69, respectivamente. Para esta pareja de parámetros, existen diferentes configuraciones que hacen que la recuperación de calor sea eficiente. En la figura 33 se muestran todas las posibilidades.

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METODOLOGÍA 72

Figura 33. Factor de corrección para diferentes intercambiadores de calor

(a) Un paso por la carcasa, dos o más por los tubos. (b) Dos pasos por la carcasa y cuatro o más por los tubos. (c) Tres pasos por la carcasa y seis o más por los tubos. (d) Cuatro pasos por la carcasa y ocho o más por los tubos. (e) Seis pasos por la carcasa y doce o más por los tubos. (f) Flujo cruzado con un paso

por la carcasa y una o más líneas paralelas de tubos. (g) Flujo cruzado con dos pasos por la carcasa y dos líneas de tubos, para más de dos pasos, usar FT=1,0. (h) Flujo cruzado con un paso por la carcasa y

un paso por los tubos, ambos fluidos sin mezclarse. (i) Flujo cruzado con dos pasos horizontales conectados en U. (j) Flujo cruzado con serpentín helicoidal de dos vueltas.

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METODOLOGÍA 73

La opción (a) queda descartada porque no existe curva de R=1,02 que corte con S=0,69. Para el resto de configuraciones, se recogen en la tabla 12 los valores de FT obtenidos.

Configuración (b) (c) (d) (e) (f) (g) (h) (i) (j) FT 0,725 0,875 0,925 0,975 0,675 0,775 0,715 0,515 0,775

Tabla 12. Factor de corrección DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilación en columna simple según configuración

Con estos resultados quedan también descartadas las configuraciones (b), (f), (h) e (i), ya que FT debe ser mayor de 0,75 para obtener un diseño eficiente. Se elige entonces la configuración más simple en cuanto a construcción se refiere, siendo ésta la que menor número de carcasas implique. En este caso, se opta por la configuración (j) con un factor de corrección igual a 0,775. Evaluados los parámetros necesarios para obtener la superficie requerida en este último equipo, se muestra una tabla donde se recogen los resultados del diseño.

N E Nr L, m PVS herv, bar Ah, m2 Ac, m

2 PVS int, bar A int tamiz, m2 A int prec, m

2 9 48,98 15 17 10,0 1.050,71 3.763,71 8,0 8,47 972,87 10 48,98 17 19 4,0 1.072,10 1.835,16 8,0 8,47 972,87 11 48,98 19 21 3,0 1.050,34 1.249,19 8,0 8,47 972,87 12 48,98 21 23 2,5 1.103,71 973,90 8,0 8,47 972,87 13 48,98 23 24 2,5 966,87 816,91 8,0 8,47 972,87 14 48,98 25 26 2,5 871,92 707,98 8,0 8,47 972,87 15 48,98 27 28 2,5 799,55 624,95 8,0 8,47 972,87 16 48,98 29 30 2,5 749,31 567,31 8,0 8,47 972,87 17 48,98 31 32 2,5 712,91 525,56 8,0 8,47 972,87 18 48,98 33 33 2,5 685,74 494,39 8,0 8,47 972,87 19 48,98 35 35 2,5 665,05 470,65 8,0 8,47 972,87 20 48,98 37 37 2,5 648,92 452,15 8,0 8,47 972,87 21 48,98 39 39 2,5 636,31 437,68 8,0 8,47 972,87 22 48,98 41 41 2,5 625,79 425,62 8,0 8,47 972,87 23 48,98 43 36 2,5 615,56 413,87 8,0 8,47 972,87 24 48,98 45 38 2,5 607,38 404,49 8,0 8,47 972,87 25 48,98 47 39 2,5 600,84 396,99 8,0 8,47 972,87 26 48,98 49 41 2,5 595,58 390,95 8,0 8,47 972,87 27 48,98 52 43 2,5 591,38 386,14 8,0 8,47 972,87 28 48,98 54 44 2,5 588,02 382,29 8,0 8,47 972,87 29 48,98 56 46 2,5 585,36 379,22 8,0 8,47 972,87 30 48,98 58 47 2,5 583,27 376,83 8,0 8,47 972,87 31 48,98 60 49 2,5 581,62 374,94 8,0 8,47 972,87 32 48,98 62 50 2,5 579,98 373,06 8,0 8,47 972,87

Tabla 13. Resultados del diseño para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

donde N: número de etapas de equilibrio E: eficiencia de la columna Nr: número de etapas reales L: altura de la torre, m

PVS herv: presión del vapor de servicio usado en el hervidor, bar

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METODOLOGÍA 74

Ah: área de transferencia del hervidor, m2

Ac: área de transferencia del condensador, m2 PVS int: presión del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar

A int tamiz: área de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m2 A int prec: área de transferencia del intercambiador de precalentamiento, m2

4.3.3. Costes

A continuación, se presentan los costes con el objetivo de valorar si compensa el aumento del coste de los equipos frente a la disminución de la cantidad de vapor de servicio requerida con respecto a la configuración sin precalentamiento. De igual modo, el procedimiento de cálculo se muestra en el Anexo A. Cálculo de costes. Los costes anualizados para equipos, inversión y operación se recogen en las tablas 14, 15 y 16, respectivamente.

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METODOLOGÍA 75

Nr CBM Columna, $ CBM Hervidor, $ CBM Condensador, $ CBM Int tamiz, $ CBM Int prec, $ CBM TOTAL , $ 15 9.778.202,48 2.430.603,07 6.047.230,92 20.790,50 1.689.606,93 19.966.433,90 17 3.358.569,36 2.471.886,42 2.948.599,35 20.790,50 1.689.606,93 10.489.452,56 19 2.903.039,14 2.429.884,34 2.085.761,87 20.790,50 1.689.606,93 9.129.082,77 21 2.933.900,60 2.532.976,52 1.691.065,61 20.790,50 1.689.606,93 8.868.340,16 23 2.973.232,80 2.269.199,41 1.468.153,43 20.790,50 1.689.606,93 8.420.983,07 25 3.182.648,65 2.087.059,21 1.313.962,70 20.790,50 1.689.606,93 8.294.067,98 27 3.434.096,77 1.948.595,28 1.196.455,61 20.790,50 1.689.606,93 8.289.545,08 29 3.728.206,96 1.852.595,46 1.114.756,46 20.790,50 1.689.606,93 8.405.956,31 31 4.059.201,11 1.783.079,77 1.055.435,58 20.790,50 1.689.606,93 8.608.113,89 33 4.243.147,79 1.731.192,26 1.011.047,32 20.790,50 1.689.606,93 8.695.784,80 35 4.627.077,62 1.691.664,63 977.157,43 20.790,50 1.689.606,93 9.006.297,11 37 5.042.910,20 1.660.853,56 950.689,47 20.790,50 1.689.606,93 9.364.850,66 39 5.490.742,55 1.636.757,54 929.955,24 20.790,50 1.689.606,93 9.767.852,76 41 5.970.933,69 1.616.656,21 912.633,01 20.790,50 1.689.606,93 10.210.620,33 43 4.893.470,01 1.597.086,76 895.745,28 20.790,50 1.689.606,93 9.096.699,47 45 5.330.991,95 1.581.442,81 882.227,05 20.790,50 1.689.606,93 9.505.059,23 47 5.571.301,37 1.568.935,82 871.407,35 20.790,50 1.689.606,93 9.722.041,96 49 6.056.235,28 1.558.870,21 862.691,53 20.790,50 1.689.606,93 10.188.194,45 52 6.583.474,35 1.550.842,44 855.734,82 20.790,50 1.689.606,93 10.700.449,04 54 6.864.928,47 1.544.417,78 850.163,75 20.790,50 1.689.606,93 10.969.907,43 56 7.432.092,27 1.539.310,06 845.732,07 20.790,50 1.689.606,93 11.527.531,83 58 7.739.149,51 1.535.312,57 842.262,64 20.790,50 1.689.606,93 11.827.122,15 60 8.358.382,30 1.532.162,57 839.527,67 20.790,50 1.689.606,93 12.440.469,97 62 8.692.332,79 1.529.023,09 836.801,04 20.790,50 1.689.606,93 12.768.554,34

Tabla 14. Costes de los equipos para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

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METODOLOGÍA 76

Nr CDPI, $ Ccont, $ CTDC, $ CTPI, $ CWC, $ CTCI, $ A, $/año 15 20.964.755,59 3.773.656,01 24.738.411,60 28.201.789,22 4.976.786,33 33.178.575,55 5.674.102,20 17 11.013.925,19 1.982.506,53 12.996.431,72 14.815.932,17 2.614.576,26 17.430.508,43 2.980.914,18 19 9.585.536,91 1.725.396,64 11.310.933,56 12.894.464,26 2.275.493,69 15.169.957,95 2.594.321,50 21 9.311.757,17 1.676.116,29 10.987.873,46 12.526.175,75 2.210.501,60 14.736.677,35 2.520.223,13 23 8.842.032,23 1.591.565,80 10.433.598,03 11.894.301,75 2.098.994,43 13.993.296,18 2.393.092,27 25 8.708.771,38 1.567.578,85 10.276.350,23 11.715.039,26 2.067.359,87 13.782.399,13 2.357.025,28 27 8.704.022,34 1.566.724,02 10.270.746,36 11.708.650,85 2.066.232,50 13.774.883,35 2.355.739,95 29 8.826.254,13 1.588.725,74 10.414.979,87 11.873.077,06 2.095.248,89 13.968.325,95 2.388.821,93 31 9.038.519,58 1.626.933,52 10.665.453,11 12.158.616,54 2.145.638,21 14.304.254,76 2.446.271,49 33 9.130.574,04 1.643.503,33 10.774.077,37 12.282.448,20 2.167.490,86 14.449.939,05 2.471.185,99 35 9.456.611,96 1.702.190,15 11.158.802,12 12.721.034,41 2.244.888,43 14.965.922,84 2.559.428,01 37 9.833.093,19 1.769.956,77 11.603.049,97 13.227.476,96 2.334.260,64 15.561.737,60 2.661.322,50 39 10.256.245,40 1.846.124,17 12.102.369,57 13.796.701,31 2.434.712,00 16.231.413,30 2.775.848,46 41 10.721.151,35 1.929.807,24 12.650.958,59 14.422.092,79 2.545.075,20 16.967.167,99 2.901.675,06 43 9.551.534,45 1.719.276,20 11.270.810,65 12.848.724,14 2.267.421,91 15.116.146,05 2.585.118,74 45 9.980.312,19 1.796.456,19 11.776.768,38 13.425.515,96 2.369.208,70 15.794.724,66 2.701.167,26 47 10.208.144,06 1.837.465,93 12.045.609,99 13.731.995,39 2.423.293,30 16.155.288,70 2.762.829,86 49 10.697.604,18 1.925.568,75 12.623.172,93 14.390.417,14 2.539.485,38 16.929.902,52 2.895.302,03 52 11.235.471,49 2.022.384,87 13.257.856,36 15.113.956,25 2.667.168,75 17.781.124,99 3.040.875,59 54 11.518.402,81 2.073.312,50 13.591.715,31 15.494.555,45 2.734.333,32 18.228.888,77 3.117.450,83 56 12.103.908,42 2.178.703,52 14.282.611,94 16.282.177,61 2.873.325,46 19.155.503,07 3.275.917,68 58 12.418.478,26 2.235.326,09 14.653.804,34 16.705.336,95 2.948.000,64 19.653.337,59 3.361.055,87 60 13.062.493,47 2.351.248,82 15.413.742,30 17.571.666,22 3.100.882,27 20.672.548,49 3.535.358,31 62 13.406.982,06 2.413.256,77 15.820.238,83 18.035.072,27 3.182.659,81 21.217.732,08 3.628.594,00

Tabla 15. Capital de inversión para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

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METODOLOGÍA 77

Nr mherv, kg/s CS herv, $/kg CS herv, $/año mint tamiz, kg/s CS int tamiz, $/kg CS int tamiz, $/año qcond, m3/s CS cond, $/m3 CS cond, $/año CS TOTAL , $/año

15 71,87 0,05 105.972.082,71 0,14 0,14 593.799,15 1,89 0,11 6.005.233,81 112.571.115,66 17 35,61 0,05 50.025.959,94 0,14 0,14 593.799,15 0,92 0,12 3.195.939,38 53.815.698,47 19 25,44 0,05 35.206.771,67 0,14 0,14 593.799,15 0,63 0,13 2.342.366,30 38.142.937,12 21 20,73 0,05 28.389.822,88 0,14 0,14 593.799,15 0,49 0,14 1.941.351,07 30.924.973,09 23 18,16 0,05 24.940.649,79 0,14 0,14 593.799,15 0,41 0,14 1.712.673,69 27.247.122,64 25 16,37 0,05 22.546.563,65 0,14 0,14 593.799,15 0,36 0,15 1.553.990,93 24.694.353,72 27 15,02 0,05 20.721.372,10 0,14 0,14 593.799,15 0,31 0,16 1.433.044,33 22.748.215,58 29 14,07 0,05 19.454.090,17 0,14 0,14 593.799,15 0,28 0,16 1.349.085,19 21.396.974,51 31 13,39 0,05 18.535.856,99 0,14 0,14 593.799,15 0,26 0,17 1.288.261,11 20.417.917,26 33 12,88 0,05 17.850.340,92 0,14 0,14 593.799,15 0,25 0,17 1.242.858,49 19.686.998,56 35 12,49 0,05 17.328.126,73 0,14 0,14 593.799,15 0,24 0,17 1.208.275,32 19.130.201,20 37 12,19 0,05 16.921.117,86 0,14 0,14 593.799,15 0,23 0,18 1.181.323,92 18.696.240,93 39 11,95 0,05 16.602.864,65 0,14 0,14 593.799,15 0,22 0,18 1.160.251,32 18.356.915,12 41 11,75 0,05 16.337.418,55 0,14 0,14 593.799,15 0,21 0,18 1.142.676,36 18.073.894,07 43 11,56 0,05 16.079.046,54 0,14 0,14 593.799,15 0,21 0,18 1.125.570,74 17.798.416,43 45 11,41 0,05 15.872.543,96 0,14 0,14 593.799,15 0,20 0,19 1.111.899,82 17.578.242,93 47 11,28 0,05 15.707.480,13 0,14 0,14 593.799,15 0,20 0,19 1.100.972,68 17.402.251,96 49 11,19 0,05 15.574.658,44 0,14 0,14 593.799,15 0,20 0,19 1.092.180,33 17.260.637,91 52 11,11 0,05 15.468.741,88 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.085.169,18 17.147.710,21 54 11,04 0,05 15.383.986,33 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.079.558,91 17.057.344,39 56 10,99 0,05 15.316.610,73 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.075.098,89 16.985.508,77 58 10,95 0,05 15.263.884,16 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.071.609,09 16.929.292,40 60 10,92 0,05 15.222.338,75 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.068.859,18 16.884.997,08 62 10,89 0,05 15.180.934,34 0,14 0,14 593.799,15 0,19 0,19 1.066.118,66 16.840.852,14

Tabla 16. Costes de operación para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

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METODOLOGÍA 78

Para finalizar el análisis de introducir el proceso de precalentamiento a la configuración anterior, se presenta la gráfica que recoge los costes de capital, operación y total.

2.200.000

2.400.000

2.600.000

2.800.000

3.000.000

3.200.000

3.400.000

3.600.000

23 25 27 29 31 33 35 37 39 41 43 45 47 49 52 54 56 58 60 62

Nº de etapas reales

Cap

ital,

$

16.000.000

18.000.000

20.000.000

22.000.000

24.000.000

26.000.000

28.000.000

30.000.000

Ope

raci

ón/T

ota

l, $

Capital Operación Total

Figura 34. Costes resultantes de la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

Como ocurría en el caso anterior, la curva de costes totales presenta un comportamiento asintótico debido a los costes de operación, que siguen teniendo un alto orden de magnitud frente a los costes de capital. Por otro lado, el salto en la curva del capital de inversión se debe a la disminución de diámetro que presenta la columna al pasar de 41 a 43 etapas reales, ya que según la tabla x, se requerirá menor espaciamiento entre platos, y con ello menor altura de la torre. De nuevo, para visualizar mejor los resultados, se presentan tabulados para concretar el diseño óptimo de este sistema.

Nr Capital, $ Operación, $ Total, $ 23 2.393.092,27 27.247.122,64 29.640.214,91 25 2.357.025,28 24.694.353,72 27.051.379,00 27 2.355.739,95 22.748.215,58 25.103.955,53 29 2.388.821,93 21.396.974,51 23.785.796,44 31 2.446.271,49 20.417.917,26 22.864.188,74 33 2.471.185,99 19.686.998,56 22.158.184,55 35 2.559.428,01 19.130.201,20 21.689.629,21 37 2.661.322,50 18.696.240,93 21.357.563,43 39 2.775.848,46 18.356.915,12 21.132.763,58 41 2.901.675,06 18.073.894,07 20.975.569,13 43 2.585.118,74 17.798.416,43 20.383.535,17 45 2.701.167,26 17.578.242,93 20.279.410,19 47 2.762.829,86 17.402.251,96 20.165.081,82 49 2.895.302,03 17.260.637,91 20.155.939,94 52 3.040.875,59 17.147.710,21 20.188.585,80 54 3.117.450,83 17.057.344,39 20.174.795,22

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METODOLOGÍA 79

Nr Capital, $ Operación, $ Total, $ 56 3.275.917,68 16.985.508,77 20.261.426,45 58 3.361.055,87 16.929.292,40 20.290.348,27 60 3.535.358,31 16.884.997,08 20.420.355,39 62 3.628.594,00 16.840.852,14 20.469.446,15

Tabla 17. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

Resaltados en rojo y azul los máximos y mínimos, respectivamente, se puede comprobar como el escaso aumento de los costes de capital debido a la introducción de un nuevo equipo, quedan más que compensados con el ahorro en servicios que supone el precalentamiento de la alimentación. Atendiendo al mínimo de la curva de costes totales, la configuración óptima para este sistema sería una columna con 49 platos reales.

4.4. Destilación doble efecto con reparto de la alimentación

Este sistema consta de dos columnas de destilación en las que se hace reparto de la corriente de alimentación diluida. En la primera se introduce parte de la alimentación a una presión tal que el destilado obtenido en ésta pueda usarse como vapor de servicio en el hervidor de la segunda columna. El resto de la alimentación es introducido a la segunda columna. En ambas se produce el precalentamiento de la alimentación a partir de la corriente de cola saliente, además de obtenerse un destilado con el 91% en peso de etanol que, posteriormente, será llevado a una etapa de purificación en tamices moleculares. Debido al uso de la corriente de destilado como servicio, la primera columna no requiere condensador, tomando como reflujo parte de la corriente de destilado que ha condensado. En el diseño es necesario determinar qué cantidad de la alimentación debe introducirse en cada columna para que el destilado obtenido en la primera, cubra la necesidad energética del hervidor de la segunda con el menor coste total. Para ello, se simularán diferentes condiciones de reparto de alimentación para calcular los costes asociados y determinar el sistema óptimo.

4.4.1. Simulación

Para representar la integración térmica entre ambas columnas, se modela el sistema representado en la figura 35. Al igual que en el resto de configuraciones, la alimentación F ha sido definida con los datos aportados al inicio de este capítulo. Como se puede ver, ha sido necesario implementar la primera columna con condensador para hacer posible la recirculación de parte del caudal de destilado condensado. Esta unidad ha sido configurada como condensador total para cuantificar el calor obtenido en la condensación. Sin embargo, este equipo no figurará en el cómputo de costes al ser innecesario en el sistema real, al igual que ocurre con el sistema de intercambiadores para precalentar la alimentación, que sólo interviene una unidad. Por otro lado, la temperatura que se obtenga para esta corriente tampoco será la real, ya que se obtiene la temperatura del condensado, mientras que en el sistema real saldrá a una temperatura mayor al encontrarse en estado vapor.

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METODOLOGÍA 80

Para obtener el dato del balance de energía en el hervidor de la segunda columna, se introduce una unidad MIXER que realiza la suma de las corrientes de calor involucradas. El resultado de la corriente de calor generada por este bloque, debe ser un valor positivo próximo a cero, ya que la corriente que proviene del hervidor corresponde con calor a aportar, representada con un valor negativo, mientras que el calor cedido de condensación es positivo. Teniendo los mismos grados de libertad que en los sistemas precedentes para columnas, intercambiador previo al tamiz molecular y sistemas de intercambiadores para el precalentamiento de la alimentación, surgen dos nuevos parámetros: - Coeficiente de reparto en el divisor de corrientes - Presión de descarga de la bomba Con respecto a la configuración de las columnas, es necesario hallar la presión de operación de la primera para que pueda usarse su destilado como servicio del hervidor de la segunda, imponiéndose una diferencia mínima de temperatura de 10 ºC en el hervidor. La presión a la que trabaja la columna secundaria es la de la alimentación de la solución diluida de etanol (1,2 atm), que implica una temperatura en el hervidor de 105,2 ºC. De esta manera, la temperatura a la que debe condensar el destilado de la primera columna es 115,2 ºC lo cual ocurre a 3,67 atm, presión a la que debe operar la primera columna. Este dato sirve como especificación de la bomba de alimentación a la primera columna. Obtenida la presión de trabajo de la primera columna, se introducen en ambas columnas las especificaciones de diseño para obtener un destilado al 91% en peso en etanol con una recuperación del 99% del etanol alimentado. La variable a manipular será la relación de reflujo definida como especificación en la configuración de la columna. Por otro lado, como en los casos anteriores, la segunda variable a especificar será el caudal de destilado a obtener, que variará en función de la alimentación introducida a cada torre, como se verá más adelante. Al igual que en el caso de destilación simple con precalentamiento de la alimentación, para detallar el sistema de intercambiadores que realizan tal función, debe conocerse la temperatura del fluido térmico usado, en este caso, la corriente de cola saliente. La segunda columna queda resuelta al darse las mismas condiciones que en la columna simple, debiéndose precalentar la fracción alimentada a esta torre hasta 85,2 ºC. Por otro lado, mediante cálculos flash se obtiene que la temperatura de cola de la primera columna es 141,1 ºC, mientras que la temperatura de burbuja de su alimentación (3,67 atm) es 137,4 ºC. Por tanto, en la primera columna no es viable precalentar la alimentación hasta líquido saturado. Imponiendo un margen de 20 ºC para el diseño del intercambiador, la alimentación a la primera columna se precalentará hasta 121,1 ºC. Los intercambiadores fijados para acondicionar el destilado a la etapa de purificación en tamices moleculares, han sido establecidos para generar una corriente recalentada a 150 ºC y 1 atm de presión. Cabe mencionar que el destilado de la primera columna es líquido saturado tras ser usado como vapor de servicio y debe evaporarse y recalentarse antes de introducirse en los tamices.

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METODOLOGÍA 81

Figura 35. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 82

Por último, para definir el reparto de la alimentación, se dispone un divisor de corrientes, al que debe introducirse una especificación que cierre el balance de materia para el caudal total alimentado. En este caso, para establecer el reparto, se crea la variable s, definida de la siguiente manera:

21 FFF += → F

F

F

F 211 += [15] y [16]

llamando s a F

F1 resulta,

sFF =1 → FsF )1(2 −= [17] y [18] Siendo F1 y F2 los caudales de entrada a la primera y segunda columna, respectivamente, y F el caudal total, s se corresponde con la fracción de la alimentación que entra a la primera columna, valor a introducir para especificar el divisor de corrientes. Configurados todos los equipos involucrados en el modelado del sistema, se pasa a describir el procedimiento realizado en las simulaciones.

• Metodología de diseño En primer lugar, se fija la variable s en el divisor de corrientes para definir el reparto de la alimentación, debiendo ser introducido en cada columna el caudal de destilado correspondiente al balance de materia. Para cada valor de s establecido, existe un mínimo número de etapas para cada columna a partir del cual se cumple la separación deseada. Sin embargo, también debe cumplirse el balance de energía impuesto entre condensador de la primera columna y el hervidor de la segunda. Para hallar la configuración de las columnas que cierra el balance de energía, se debe llegar a un compromiso entre el número de etapas y el calor necesario en cada columna. Por un lado, interesa un valor elevado del número de etapas de la primera columna, a partir de ahora N1, ya que se requerirá menor calor en el hervidor, y con ello menor vapor de servicio. Aunque, por otro lado, al aumentar N1 disminuye también el calor a retirar en el condensador (menor relación de reflujo). Así, el número de etapas de la segunda columna, en adelante N2, debe ser el oportuno para que se requiera la misma cantidad de calor en el hervidor que el cedido en la condensación del vapor procedente de la primera columna. Por consiguiente, existe un valor para s por debajo del cual el reparto correspondiente no resulta factible, ya que la condensación del vapor de la primera columna no es suficiente para cubrir las necesidades energéticas en el hervidor, pues no existe N2 que haga disminuir el requerimiento energético en la segunda para satisfacer la integración térmica del sistema. El límite inferior al que está sujeto la variable s resulta ser 0,15. Este valor se ha obtenido realizando un análisis de sensibilidad, donde se ha aumentado N1 y N2 para evaluar el calor de condensación y evaporación en cada columna.

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METODOLOGÍA 83

En base al análisis de sensibilidad, se elige la configuración que consigue cerrar el balance de energía entre condensador y hervidor para cada reparto de la alimentación, existiendo, en algunos casos, varias configuraciones que cumplen con lo anterior. Para ilustrar este hecho, se presentan a continuación los resultados para s=0,65.

N1 Nf1 Qc1, kW N2 Nf2 Qh2, kW 11 9 -119.437,32 10 7 70.617,09 15 10 -22.270,64 15 7 15.496,85 20 10 -12.960,45 20 8 10.978,00 25 11 -10.611,96 25 8 9.502,67 30 12 -9.782,02 26 8 9.336,83 33 12 -9.544,15 30 9 8.841,02 35 12 -9.462,21 35 9 8.509,32 40 13 -9.367,04 40 10 8.368,10 45 13 -9.341,57 45 10 8.311,01 50 14 -9.333,06 50 11 8.291,83

Tabla 18. Análisis de sensibilidad del sistema doble efecto para un coeficiente de reparto de la alimentación de 0,65

donde N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna Nf1: posición óptima de la alimentación de la primera columna Qc1: calor retirado en la condensación, kW N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posición óptima de la alimentación de la segunda columna Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Se puede ver que el análisis comienza a partir del número de etapas que hace que se cumplan las especificaciones de diseño. A partir de este valor, debe aumentarse el número de etapas de la primera columna para disminuir el consumo de vapor en el hervidor de la misma. De este modo, el número de etapas de la segunda columna se elije en función de la cantidad de calor obtenida en la condensación. Volviendo a los resultados, una de las configuraciones que equilibra el balance de energía se corresponde con 33 etapas para la primera columna, y 25 para la segunda. También sería interesante estudiar las configuraciones 40 y 26 etapas, e incluso 45 y 26 etapas, para ver si el ahorro en servicios queda compensado con el aumento en el capital de inversión al aumentar el número de etapas. Sin embargo, existe un factor limitante de tipo constructivo al aumentar el número de etapas, ya que puede originar una altura de torre inviable. Concluida la descripción del procedimiento seguido, se recogen en las tablas 19 y 20 los principales resultados obtenidos en las simulaciones.

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METODOLOGÍA 84

s N1 Nf1 Tf1 i, ºC Tf1 f, ºC Td1, ºC Tc1 i, ºC Tc1 f, ºC Qh1, kW D1, m Hbomba, m PB, kW Qint tamiz 1, kW Qint prec 1, kW

0,15 11 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 31.064,17 3,36 26,18 5,59 368,07 4.882,49 0,20 11 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 41.020,52 3,94 26,18 7,10 490,76 6.510,33 0,25 12 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 22.909,88 2,75 26,18 8,59 613,45 8.138,20 0,30 12 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 27.383,18 3,03 26,18 10,05 736,14 9.766,10 0,35 13 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 21.984,11 2,61 26,18 11,49 858,83 11.394,01 0,40 14 9 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 20.025,17 2,42 26,18 12,92 981,52 13.021,94 0,45 15 10 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 19.277,48 2,33 26,18 14,33 1.104,32 14.649,88 0,50 17 10 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 17.030,23 2,30 26,18 15,74 1.226,79 16.277,83 0,55 20 10 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.756,44 2,32 26,18 17,14 1.349,59 17.905,79 0,56 21 10 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.531,25 2,33 26,18 17,42 1.374,08 18.231,38 0,57 22 10 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.399,94 2,33 26,18 17,70 1.398,69 18.556,98 0,58 23 11 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.149,47 2,33 26,18 17,98 1.423,18 18.882,57 0,59 24 11 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.045,98 2,34 26,18 18,25 1.447,79 19.208,16 0,60 26 11 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.793,26 2,35 26,18 18,53 1.472,39 19.533,76 0,61 29 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.609,60 2,35 26,18 18,81 1.496,88 19.859,35 0,62 35 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.422,15 2,36 26,18 19,09 1.521,49 20.184,94 0,63 32 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.794,75 2,39 26,18 19,36 1.545,98 20.510,54 0,63 40 13 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.560,41 2,38 26,18 19,36 1.545,98 20.510,54 0,64 34 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.919,90 2,41 26,18 19,64 1.570,58 20.836,13 0,64 43 13 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 14.773,62 2,40 26,18 19,64 1.570,58 20.836,13 0,65 33 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.198,14 2,43 26,18 19,92 1.595,08 21.161,73 0,65 40 13 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.023,48 2,43 26,18 19,92 1.595,08 21.161,73 0,65 45 13 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 15.001,23 2,42 26,18 19,92 1.595,08 21.161,73 0,70 30 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 16.631,15 2,56 26,18 21,30 1.717,66 22.789,71 0,70 35 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 16.282,68 2,54 26,18 21,30 1.717,66 22.789,71 0,70 40 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 16.195,51 2,54 26,18 21,30 1.717,66 22.789,71 0,75 32 12 38,0 121,1 115,2 141,1 60,2 17.614,17 2,66 26,18 22,67 1.830,14 24.417,69

Tabla 19. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 85

s N2 Nf2 R2 Tf2 i, ºC Tf2 f, ºC Td2, ºC Tc2 i, ºC Tc2 f, ºC Qh2, kW Qc2, kW D2, m Qint tamiz 2, kW Qint prec 2, kW E, kW

0,15 19 8 9,17 38,0 85,2 83 105,2 59 27.926,17 19.027,55 3,97 250,84 15.105,76 1.832,35 0,20 15 7 13,84 38,0 85,2 83 105,2 59 35.404,78 27.029,60 4,32 236,08 14.217,18 3.874,90 0,25 27 8 6,48 38,0 85,2 83 105,2 59 19.712,34 11.860,61 3,36 221,32 13.328,61 1.021,42 0,30 18 8 9,95 38,0 85,2 83 105,2 59 24.326,17 16.997,89 3,59 206,58 12.440,03 445,67 0,35 23 8 7,33 38,0 85,2 83 105,2 59 18.438,63 11.633,79 3,16 191,82 11.551,46 498,90 0,40 25 8 6,83 38,0 85,2 83 105,2 59 16.289,99 10.008,61 2,95 177,06 10.662,89 253,38 0,45 24 8 7,06 38,0 85,2 83 105,2 59 15.238,26 9.480,33 2,82 162,30 9.774,31 122,22 0,50 30 9 6,06 38,0 85,2 83 105,2 59 12.629,67 7.395,19 2,56 147,56 8.885,74 48,30 0,55 35 9 5,67 38,0 85,2 83 105,2 59 10.940,66 6.229,62 2,36 132,80 7.997,16 28,33 0,56 36 9 5,63 38,0 85,2 83 105,2 59 10.650,74 6.044,40 2,32 129,85 7.819,45 5,96 0,57 39 10 5,53 38,0 85,2 83 105,2 59 10.308,09 5.806,43 2,28 126,90 7.641,74 130,30 0,58 39 10 5,53 38,0 85,2 83 105,2 59 10.067,36 5.670,40 2,25 123,94 7.464,02 33,44 0,59 37 9 5,59 38,0 85,2 83 105,2 59 9.887,72 5.595,45 2,22 120,99 7.286,31 22,63 0,60 40 10 5,51 38,0 85,2 83 105,2 59 9.564,00 5.376,42 2,18 118,04 7.108,59 6,58 0,61 42 10 5,47 38,0 85,2 83 105,2 59 9.288,41 5.205,51 2,14 115,09 6.930,88 11,44 0,62 45 10 5,44 38,0 85,2 83 105,2 59 9.022,41 5.044,20 2,11 112,14 6.753,16 2,99 0,63 31 9 5,95 38,0 85,2 83 105,2 59 9.250,87 5.377,35 2,12 109,19 6.575,45 60,04 0,63 34 9 5,73 38,0 85,2 83 105,2 59 9.043,58 5.170,06 2,10 109,19 6.575,45 33,00 0,64 28 9 6,33 38,0 85,2 83 105,2 59 9.328,15 5.559,32 2,11 106,23 6.397,73 20,98 0,64 29 9 6,18 38,0 85,2 83 105,2 59 9.200,19 5.431,36 2,10 106,23 6.397,73 2,54 0,65 25 8 6,84 38,0 85,2 83 105,2 59 9.503,24 5.839,10 2,12 103,28 6.220,02 37,00 0,65 26 8 6,64 38,0 85,2 83 105,2 59 9.338,15 5.674,01 2,10 103,28 6.220,02 27,47 0,65 26 8 6,64 38,0 85,2 83 105,2 59 9.338,16 5.674,02 2,10 103,28 6.220,02 5,13 0,70 18 8 9,95 38,0 85,2 83 105,2 59 10.427,65 7.286,96 2,15 88,54 5.331,44 110,32 0,70 19 8 9,17 38,0 85,2 83 105,2 59 9.856,06 6.715,37 2,10 88,54 5.331,44 333,53 0,70 19 8 9,17 38,0 85,2 83 105,2 59 9.856,11 6.715,42 2,10 88,54 5.331,44 246,28 0,75 15 7 13,83 38,0 85,2 83 105,2 59 11.057,46 8.440,22 2,16 73,77 4.442,87 28,41

Tabla 20. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 86

donde s: fracción de la alimentación introducida a la primera columna N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna Nf1: posición optima de la alimentación en la primera columna Tf1 i: temperatura de la corriente de alimentación, ºC Tf1 f: temperatura de precalentamiento de la primera columna, ºC Td1: temperatura del destilado condensado de la primera columna, ºC Tc1i: temperatura de cola a la salida de la primera columna, ºC Tc1f: temperatura de cola tras el precalentamiento de la primera columna, ºC Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: diámetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW Qint tamiz 1: calor para acondicionar el destilado de la primera columna, kW Qint prec 1: calor aportado en el precalentamiento de la primera columna, kW N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posición optima de la alimentación en la segunda columna R2: relación de reflujo de la segunda columna Tf2 i: temperatura de la corriente de alimentación, ºC Tf2 f: temperatura de precalentamiento de la segunda columna, ºC Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, ºC Tc2i: temperatura de cola a la salida de la segunda columna, ºC Tc2f: temperatura de cola tras el precalentamiento de la segunda columna, ºC Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: diámetro de la segunda columna, m Qint tamiz 2: calor para acondicionar el destilado de la segunda columna, kW Qint prec 2 calor aportado en el precalentamiento de la segunda columna, kW E: resultado del balance energético entre condensador y hervidor, kW Como reflejan los resultados, se dejó de simular para un reparto de s igual a 0,75 debido al aumento del calor necesario en el hervidor de la primera columna, que genera un aumento en los costes de operación haciendo ineficaz introducir más cantidad de alimento en esta torre. Por otro lado, el rango comprendido entre 0,55 y 0,65, fue ampliado por haberse obtenido los menores consumos en el hervidor, lo que podría indicar que la configuración óptima para este sistema se encuentra entre esos valores. Nuevamente, obtenidos los parámetros necesarios, se pasa al diseño de los equipos.

4.4.2. Diseño de equipos

En este apartado queda excluida la bomba de alimentación a la primera columna, ya que los datos necesarios para el cálculo de su coste se han obtenido de las simulaciones.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 87

I. Columnas Aplicando la expresión [2] para obtener la eficacia global de la columna, y con ello el número de platos reales, se calcula la altura de cada torre. A cada unidad le corresponde una eficiencia en función de la presión de trabajo y las condiciones de entrada de la alimentación, ya que son los parámetros de los que dependen volatilidad y viscosidad, respectivamente. Hallado el número de platos reales, se obtiene la altura de la torre a partir de la expresión [9], donde el espacio entre platos ha ido variando según el diámetro obtenido, siendo el más común 0,60 m. Cabe mencionar que no se ha encontrado ninguna restricción de tipo constructivo, siendo todos los valores obtenidos menores de 64 m.

II. Hervidores Para el diseño de los hervidores Kettle se dispone del calor aportado por este equipo, donde en la segunda columna se toma como vapor de servicio la corriente de destilado vapor que sale de la primera. El diseño correspondiente a la unidad de la primera columna, es idéntico al de los casos anteriores, teniendo la expresión [10] para el cálculo del área de transferencia. Sin embargo, debido a la presión de operación del equipo, se requiere que el vapor de servicio se encuentre a 6,5 bar, con una temperatura de saturación de 161,9 ºC. Esta presión de servicio es válida para todos los casos simulados sin excepción. Con respecto a la segunda unidad, resulta más adecuado usar la expresión [11] para obtener el área de transferencia, ya que en ella interviene la diferencia de temperatura logarítmica media para evaluar el proceso no isotermo de condensación del destilado. Sin embargo, debido a la proximidad de las temperaturas de saturación por la alta pureza de la mezcla, es indiferente el uso de una expresión u otra. Si se opta por el uso de esta expresión, el factor de corrección del DTLM resulta la unidad. Para obtener el valor del coeficiente global de transferencia de calor se ha asemejado este proceso al dado en el condensador, ya que ningún dato aportado en la bibliografía

se corresponde con la situación real. Se toma como referencia el valor de 851,75 Cm

W

º2

porque en ambos casos condensa una corriente vapor de etanol. Como se verá más adelante en los resultados, resultan área de transferencia elevadas para este segundo hervidor, lo que restringe aún más la optimización del reparto de la alimentación.

III. Condensador Como se comentó al inicio del apartado anterior, este equipo no va por duplicado, por lo que únicamente se tiene en cuenta el correspondiente a la segunda columna. Las correlaciones y parámetros de bibliografía son idénticos a los del caso de destilación en columna simple, con lo que no cabe mencionar ningún aspecto sobresaliente.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 88

IV. Intercambiadores previos al tamiz molecular Al contrario que en las configuraciones anteriores, el resultado del diseño para estos equipos variará de una simulación a otra, ya que se obtienen diferentes caudales de destilado. Por otro lado, ha sido necesario duplicarlo porque el destilado que se obtiene de cada columna se encuentra en diferentes condiciones. La expresión usada en el cálculo de la superficie de transferencia requerida viene dada por la ecuación [11], sin embargo existen diferencias en el diseño que se pasan a comentar. En relación al equipo que corresponde al destilado de la segunda columna, el diseño coincide con los casos descritos anteriormente. Sin embargo, en el intercambiador que acondiciona la corriente de la primera columna, el uso del DTLM se justifica por ser líquido saturado que pasa a vapor recalentado, teniendo en cuenta el calor total del cambio de estado. El factor de corrección atendiendo a la condensación del vapor de servicio, resulta la unidad. Por otro lado, teniendo en cuenta la función real de este intercambiador, que vaporiza la mezcla etanol-agua, el coeficiente global de

transferencia de calor vale 1.250 Cm

W

º2 [16].

Cabe añadir que la presión del vapor de servicio usado en ambos equipos ha sido de 8 bar.

V. Intercambiadores precalentamiento alimentación Al igual que en el equipo anterior, el diseño va a ser función del caudal alimentado a cada columna, por lo que cambiará para cada caso simulado. En ambas unidades se usa la expresión [11]. Además, debe evaluarse el factor de corrección del DTLM, ya que el cambio de temperatura que sufren ambas corrientes es debido al cambio de calor sensible, siendo procesos no isotermos. Como se detalló en el diseño de la columna simple con precalentamiento, a partir de las temperaturas resultantes en la simulación, para obtener dicho factor se tienen las expresiones [13] y [14] para entrar en las gráficas de la figura 33. Para el intercambiador involucrado en la primera columna, los valores resultantes para R y S son 1,03 y 0,78, respectivamente. Para esta pareja de parámetros sólo están disponibles las configuraciones (d) y (e), para las que, basándose en la sencillez constructiva, se opta por la opción (d) con un FT igual a 0,85. Con respecto al segundo equipo, R y S toman los valores de 1,02 y 0,69, respectivamente. En este caso, se tienen como posibles configuraciones la (c), (d), (e), (g) y (j), donde por simplicidad se elige la última con un valor del factor de corrección de 0,825.

Coincidiendo el coeficiente global U, con un valor de 1.150 Cm

W

º2 , quedan fijados

todos los parámetros necesarios para el cálculo del área correspondiente. Para finalizar, se muestra la tabla 21 donde se recogen los resultados del diseño que intervienen en el cálculo de costes.

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METODOLOGÍA 89

s N1 E1 Nr1 L1, m N2 E2 Nr2 L2, m Ah1, m

2 Ah2, m2 Ac2, m

2 A int tamiz 1, m2 A int tamiz 2, m

2 A int prec 1, m2 A int prec 2, m

2 0,15 11 54,19 17 17 19 48,99 35 30 807,33 3.272,29 532,82 8,42 7,26 236,94 776,82 0,20 11 54,19 17 17 15 48,99 27 28 1.066,09 4.148,60 756,89 11,23 6,84 315,93 731,13 0,25 12 54,19 19 15 27 48,99 52 43 595,41 2.309,82 332,13 14,04 6,41 394,93 685,43 0,30 12 54,19 19 18 18 48,99 33 29 711,67 2.850,45 475,98 16,85 5,98 473,93 639,74 0,35 13 54,19 21 17 23 48,99 43 36 571,35 2.160,57 325,77 19,65 5,55 552,93 594,04 0,40 14 54,19 23 18 25 48,99 47 32 520,44 1.908,80 280,26 22,46 5,13 631,93 548,35 0,45 15 54,19 24 18 24 48,99 45 31 501,01 1.785,56 265,47 25,27 4,70 710,93 502,65 0,50 17 54,19 28 21 30 48,99 58 39 442,60 1.479,90 207,08 28,07 4,27 789,93 456,96 0,55 20 54,19 34 24 35 48,99 68 45 409,50 1.281,99 174,44 30,89 3,85 868,94 411,26 0,56 21 54,19 36 26 36 48,99 70 46 403,64 1.248,02 169,26 31,45 3,76 884,74 402,12 0,57 22 54,19 37 26 39 48,99 76 50 400,23 1.207,86 162,59 32,01 3,67 900,54 392,98 0,58 23 54,19 39 27 39 48,99 76 50 393,72 1.179,66 158,78 32,57 3,59 916,34 383,84 0,59 24 54,19 41 29 37 48,99 72 47 391,03 1.158,61 156,69 33,13 3,50 932,14 374,70 0,60 26 54,19 45 31 40 48,99 78 51 384,46 1.120,68 150,55 33,70 3,42 947,94 365,56 0,61 29 54,19 50 34 42 48,99 82 53 379,69 1.088,38 145,77 34,26 3,33 963,74 356,43 0,62 35 54,19 61 41 45 48,99 88 57 374,82 1.057,21 141,25 34,82 3,25 979,54 347,29 0,63 32 54,19 56 38 31 48,99 60 40 384,50 1.083,98 150,58 35,38 3,16 995,34 338,15 0,63 40 54,19 71 47 34 48,99 66 44 378,41 1.059,69 144,77 35,38 3,16 995,34 338,15 0,64 34 54,19 60 40 28 48,99 54 36 387,76 1.093,04 155,67 35,94 3,08 1.011,14 329,01 0,64 43 54,19 76 50 29 48,99 56 38 383,95 1.078,05 152,09 35,94 3,08 1.011,14 329,01 0,65 33 54,19 58 39 25 48,99 47 32 394,99 1.113,56 163,51 36,50 2,99 1.026,94 319,87 0,65 40 54,19 71 47 26 48,99 49 33 390,45 1.094,21 158,89 36,50 2,99 1.026,94 319,87 0,65 45 54,19 80 52 26 48,99 49 33 389,87 1.094,21 158,89 36,50 2,99 1.026,94 319,87 0,70 30 54,19 52 35 18 48,99 33 24 432,23 1.221,87 204,05 39,31 2,56 1.105,94 274,17 0,70 35 54,19 61 41 19 48,99 35 25 423,17 1.154,90 188,05 39,31 2,56 1.105,94 274,17 0,70 40 54,19 71 47 19 48,99 35 25 420,91 1.154,90 188,05 39,31 2,56 1.105,94 274,17 0,75 32 54,19 56 38 15 48,99 27 20 457,78 1.295,67 236,35 41,88 2,14 1.184,95 228,48

Tabla 21. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 90

donde s: fracción de la alimentación introducida a la primera columna N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna E1: eficiencia de la primera columna Nr1: número de platos reales de la primera columna L1: altura de la primera columna, m N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna E2: eficiencia de la segunda columna Nr2: número de platos reales de la segunda columna L2: altura de la segunda columna, m Ah1: área del hervidor de la primera columna, m2 Ah2: área del hervidor de la segunda columna, m2 Ac2: área del condensador de la segunda columna, m2 Aint tamiz 1: área del intercambiador previo al tamiz de la primera columna, m2 Aint tamiz 2: área del intercambiador previo al tamiz de la segunda columna, m2 Aint prec 1: área del intercambiador de precalentamiento de la primera columna, m2 Aint prec2: área del intercambiador de precalentamiento de la segunda columna, m2

4.4.3. Costes

Para esta configuración, aparece un nuevo equipo a tener en cuenta en el cómputo de costes, siendo éste la bomba de alimentación. El procedimiento seguido para el cálculo del coste asociado a este equipo, queda también recogido en el Anexo A. Cálculo de costes. Con respecto al coste de los equipos cabe mencionar que, para el intercambiador previo al tamiz molecular correspondiente al destilado de la primera columna, para coeficientes de reparto comprendidos en el rango de 0,15 a 0,30, la correlación usada para el cálculo del coste coincide con la dada para intercambiadores de carcasa y tubo, ya que el área excede el rango de validez aplicado a intercambiadores de doble tubo. Además, para la obtención del coste asociado al intercambiador de precalentamiento de la alimentación a la primera columna, ha sido necesario dividir el área de transferencia entre cuatro, siendo éste el número de carcasas designado en su diseño. Por otro lado, asociado al consumo eléctrico de la bomba, se debe hallar el coste en electricidad que conlleva el funcionamiento de la misma. De nuevo, estos cálculos se detallan en el Anexo A. Cálculo de costes. Comentadas estas particularidades, se presentan las tablas 22, 23 y 24 con los resultados obtenidos para esta alternativa.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 91

s CBM Bom, $ CBM Col1, $ CBM Her1, $ CBM Int tam1, $ CBM Int prec1, $ CBM Col2, $ CBM Her2, $ CBM Cond, $ CBM Int tam2, $

CBM Int prec2, $ CBM TOTAL , $

0,15 26.051,52 1.531.616,90 1.963.479,69 20.771,90 1.384.897,23 3.710.482,45 7.045.247,55 1.065.757,98 20.285,11 1.411.384,78 18.179.975,09 0,20 28.008,07 1.770.737,10 2.460.279,48 21.750,36 1.526.767,76 3.404.658,23 9.062.663,57 1.383.174,06 20.089,25 1.346.716,49 21.024.844,36 0,25 29.857,28 1.123.553,45 1.558.549,20 22.540,94 1.663.835,76 6.750.415,76 4.958.936,37 777.201,24 19.882,83 1.282.064,04 18.186.836,87 0,30 31.622,99 1.349.424,33 1.780.705,52 23.208,18 1.796.906,46 3.457.242,75 6.114.026,61 984.776,26 19.664,70 1.217.393,71 16.774.971,51 0,35 33.322,42 1.162.134,92 1.512.492,69 273.722,88 1.926.716,65 4.942.433,28 4.647.649,30 767.901,40 19.432,86 1.152.664,91 16.438.471,30 0,40 34.968,04 1.052.391,86 1.414.854,29 278.336,73 2.053.853,61 3.773.364,45 4.129.905,63 700.761,60 19.185,52 1.087.828,30 14.545.450,02 0,45 36.569,09 1.025.383,51 1.377.501,31 283.233,48 2.178.776,19 3.595.139,65 3.879.805,92 678.714,25 18.920,21 1.022.823,13 14.096.866,73 0,50 38.132,58 1.145.479,76 1.264.833,49 288.286,73 2.301.845,00 5.619.620,17 3.268.632,84 590.269,54 18.634,07 957.573,57 15.493.307,76 0,55 39.663,97 1.316.749,85 1.200.623,51 293.456,30 2.423.347,02 6.976.682,74 2.879.503,42 539.527,60 18.322,52 891.983,34 16.579.860,26 0,56 40.436,11 1.429.747,62 1.189.239,41 294.495,70 2.447.480,59 7.371.936,57 2.813.194,34 531.353,19 18.256,80 878.814,06 17.014.954,39 0,57 41.209,55 1.435.330,89 1.182.596,29 295.541,82 2.471.562,52 8.925.376,70 2.734.995,01 520.800,33 18.189,82 865.625,12 18.491.228,03 0,58 41.392,96 1.496.542,71 1.169.914,81 296.585,15 2.495.594,36 9.006.891,76 2.680.167,22 514.740,99 18.121,21 852.415,31 18.572.366,47 0,59 41.575,25 1.619.532,42 1.164.670,55 297.634,74 2.519.577,62 7.924.966,39 2.639.310,26 511.394,06 18.051,52 839.183,31 17.575.896,12 0,60 42.347,82 1.754.398,57 1.151.854,22 298.685,76 2.543.513,76 9.607.034,40 2.565.802,23 501.575,83 17.980,39 825.927,73 19.309.120,71 0,61 58.101,21 1.965.747,36 1.142.530,35 299.733,35 2.567.404,18 10.611.672,22 2.503.339,75 493.875,42 17.907,75 812.647,11 20.472.958,70 0,62 58.369,83 2.519.144,62 1.133.005,72 300.786,66 2.591.250,18 12.731.867,20 2.443.150,70 486.574,28 17.833,53 799.339,88 23.081.322,60 0,63 57.868,78 2.275.186,14 1.151.929,66 301.836,20 2.615.053,10 5.777.818,25 2.494.840,50 501.618,01 17.757,65 786.004,38 15.979.912,67 0,63 57.868,78 3.074.338,51 1.140.032,12 301.836,20 2.615.053,10 7.105.849,11 2.447.936,21 492.273,61 17.757,65 786.004,38 18.038.949,66 0,64 58.243,83 2.444.146,16 1.158.278,23 302.891,15 2.638.814,17 4.669.054,49 2.512.339,44 509.778,24 17.679,68 772.638,81 15.083.864,19 0,64 58.243,83 3.380.140,53 1.150.857,49 302.891,15 2.638.814,17 5.217.138,72 2.483.367,57 504.043,97 17.679,68 772.638,81 16.525.815,92 0,65 58.617,50 2.365.079,18 1.172.380,10 303.942,03 2.662.534,59 3.708.980,28 2.552.021,44 522.252,60 17.600,22 759.241,29 14.122.649,24 0,65 58.617,50 3.077.271,96 1.163.529,96 303.942,03 2.662.534,59 3.945.981,33 2.514.605,46 514.902,25 17.600,22 759.241,29 15.018.226,60 0,65 58.617,50 3.596.352,20 1.162.402,09 303.942,03 2.662.534,59 3.945.980,47 2.514.608,08 514.902,76 17.600,22 759.241,29 15.536.181,24 0,70 60.466,29 2.273.445,03 1.244.748,11 309.206,03 2.780.566,24 2.217.044,74 2.762.259,48 585.603,63 17.171,73 691.697,85 12.942.209,12 0,70 60.466,29 2.787.269,60 1.227.186,71 309.206,03 2.780.566,24 2.386.888,33 2.632.113,47 560.812,63 17.171,73 691.697,85 13.453.378,86 0,70 60.466,29 3.386.211,30 1.222.790,23 309.206,03 2.780.566,24 2.386.887,15 2.632.124,51 560.814,76 17.171,73 691.697,85 14.047.936,10 0,75 62.284,97 2.547.183,90 1.294.176,98 314.035,86 2.897.739,88 1.666.222,42 2.906.256,47 634.911,84 16.677,83 622.976,58 12.962.466,73

Tabla 22. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 92

s CDPI, $ Ccont, $ CTDC, $ CTPI, $ CWC, $ CTCI, $ A, $/año 0,15 19.088.973,85 3.436.015,29 22.524.989,14 25.678.487,62 4.531.497,82 30.209.985,43 5.166.422,67 0,20 22.076.086,58 3.973.695,58 26.049.782,17 29.696.751,67 5.240.603,24 34.937.354,91 5.974.883,46 0,25 19.096.178,71 3.437.312,17 22.533.490,88 25.688.179,61 4.533.208,17 30.221.387,77 5.168.372,66 0,30 17.613.720,08 3.170.469,62 20.784.189,70 23.693.976,26 4.181.289,93 27.875.266,18 4.767.145,86 0,35 17.260.394,87 3.106.871,08 20.367.265,94 23.218.683,17 4.097.414,68 27.316.097,85 4.671.518,54 0,40 15.272.722,52 2.749.090,05 18.021.812,58 20.544.866,34 3.625.564,65 24.170.430,99 4.133.555,87 0,45 14.801.710,07 2.664.307,81 17.466.017,88 19.911.260,38 3.513.751,83 23.425.012,21 4.006.076,55 0,50 16.267.973,15 2.928.235,17 19.196.208,31 21.883.677,48 3.861.825,44 25.745.502,92 4.402.920,03 0,55 17.408.853,28 3.133.593,59 20.542.446,87 23.418.389,43 4.132.656,96 27.551.046,38 4.711.698,75 0,56 17.865.702,11 3.215.826,38 21.081.528,49 24.032.942,48 4.241.107,50 28.274.049,97 4.835.344,69 0,57 19.415.789,43 3.494.842,10 22.910.631,53 26.118.119,94 4.609.079,99 30.727.199,93 5.254.875,17 0,58 19.500.984,79 3.510.177,26 23.011.162,06 26.232.724,75 4.629.304,37 30.862.029,11 5.277.933,26 0,59 18.454.690,92 3.321.844,37 21.776.535,29 24.825.250,23 4.380.926,51 29.206.176,74 4.994.754,27 0,60 20.274.576,74 3.649.423,81 23.924.000,56 27.273.360,64 4.812.945,99 32.086.306,63 5.487.305,59 0,61 21.496.606,64 3.869.389,19 25.365.995,83 28.917.235,25 5.103.041,51 34.020.276,76 5.818.047,46 0,62 24.235.388,73 4.362.369,97 28.597.758,70 32.601.444,92 5.753.196,16 38.354.641,08 6.559.297,67 0,63 16.778.908,30 3.020.203,49 19.799.111,80 22.570.987,45 3.983.115,43 26.554.102,88 4.541.204,41 0,63 18.940.897,15 3.409.361,49 22.350.258,63 25.479.294,84 4.496.346,15 29.975.640,99 5.126.345,77 0,64 15.838.057,40 2.850.850,33 18.688.907,74 21.305.354,82 3.759.768,50 25.065.123,32 4.286.563,51 0,64 17.352.106,72 3.123.379,21 20.475.485,93 23.342.053,96 4.119.185,99 27.461.239,95 4.696.340,32 0,65 14.828.781,70 2.669.180,71 17.497.962,41 19.947.677,14 3.520.178,32 23.467.855,46 4.013.403,47 0,65 15.769.137,93 2.838.444,83 18.607.582,75 21.212.644,34 3.743.407,82 24.956.052,16 4.267.910,49 0,65 16.312.991,31 2.936.338,44 19.249.329,74 21.944.235,90 3.872.512,22 25.816.748,12 4.415.104,17 0,70 13.589.321,58 2.446.077,88 16.035.399,46 18.280.355,39 3.225.945,07 21.506.300,46 3.677.944,12 0,70 14.126.050,81 2.542.689,15 16.668.739,95 19.002.363,55 3.353.358,27 22.355.721,82 3.823.209,66 0,70 14.750.336,90 2.655.060,64 17.405.397,54 19.842.153,20 3.501.556,45 23.343.709,64 3.992.172,42 0,75 13.610.595,06 2.449.907,11 16.060.502,17 18.308.972,48 3.230.995,14 21.539.967,62 3.683.701,78

Tabla 23. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 93

Hervidor Intercambiadores Condensador Bomba

s m, kg/s CS , $/kg CS, $/año m, kg/s CS , $/kg CS, $/año q, m3/s CS , $/ m3 CS, $/año E, kW CS , $/kWh CS, $/año CS TOTAL , $/año

0,15 14,96 0,05 21.993.009,11 0,30 0,10 854.380,35 0,27 0,17 1.298.834,19 5,59 0,21 9.502,01 24.155.725,66 0,20 19,76 0,05 28.861.732,86 0,35 0,09 937.355,36 0,38 0,15 1.625.243,55 7,10 0,21 12.081,22 31.436.412,98 0,25 11,03 0,05 16.363.241,42 0,41 0,09 1.019.480,01 0,17 0,21 1.006.489,83 8,59 0,21 14.605,72 18.403.816,98 0,30 13,19 0,05 19.452.253,46 0,46 0,08 1.100.962,55 0,24 0,17 1.216.043,13 10,05 0,21 17.090,51 21.786.349,66 0,35 10,59 0,05 15.723.719,92 0,51 0,08 1.181.918,45 0,16 0,21 997.237,68 11,49 0,21 19.544,82 17.922.420,87 0,40 9,64 0,05 14.370.167,65 0,57 0,08 1.262.454,37 0,14 0,23 930.945,32 12,92 0,21 21.974,79 16.585.542,14 0,45 9,28 0,05 13.853.411,23 0,62 0,07 1.342.722,53 0,13 0,23 909.396,38 14,33 0,21 24.384,80 16.129.914,94 0,50 8,20 0,05 12.299.748,93 0,67 0,07 1.422.464,51 0,10 0,27 824.342,12 15,74 0,21 26.778,06 14.573.333,61 0,55 7,59 0,05 11.418.711,16 0,72 0,07 1.502.186,76 0,09 0,30 776.797,91 17,14 0,21 29.157,03 13.726.852,85 0,56 7,48 0,05 11.262.919,25 0,73 0,07 1.518.057,90 0,09 0,31 769.242,49 17,42 0,21 29.631,28 13.579.850,92 0,57 7,42 0,05 11.172.070,57 0,74 0,07 1.534.000,74 0,08 0,32 759.535,53 17,70 0,21 30.105,06 13.495.711,90 0,58 7,30 0,05 10.998.776,04 0,76 0,07 1.549.845,52 0,08 0,32 753.986,58 17,98 0,21 30.578,37 13.333.186,51 0,59 7,25 0,05 10.927.164,64 0,77 0,07 1.565.772,06 0,08 0,32 750.929,50 18,25 0,21 31.051,22 13.274.917,42 0,60 7,12 0,05 10.752.287,75 0,78 0,07 1.581.690,75 0,08 0,33 741.994,97 18,53 0,21 31.523,63 13.107.497,10 0,61 7,04 0,05 10.625.186,93 0,79 0,07 1.597.521,80 0,07 0,34 735.023,55 18,81 0,21 31.995,61 12.989.727,89 0,62 6,95 0,05 10.495.458,95 0,80 0,07 1.613.425,41 0,07 0,35 728.443,77 19,09 0,21 32.467,17 12.869.795,30 0,63 7,13 0,05 10.753.316,56 0,81 0,07 1.629.241,84 0,08 0,33 742.033,24 19,36 0,21 32.938,32 13.157.529,96 0,63 7,01 0,05 10.591.149,46 0,81 0,07 1.629.241,84 0,07 0,34 733.577,45 19,36 0,21 32.938,32 12.986.907,08 0,64 7,19 0,05 10.839.918,58 0,82 0,07 1.645.121,46 0,08 0,33 749.455,66 19,64 0,21 33.409,07 13.267.904,76 0,64 7,12 0,05 10.738.695,63 0,82 0,07 1.645.121,46 0,08 0,33 744.236,19 19,64 0,21 33.409,07 13.161.462,35 0,65 7,32 0,05 11.032.450,84 0,83 0,07 1.660.923,99 0,08 0,32 760.868,19 19,92 0,21 33.879,43 13.488.122,45 0,65 7,24 0,05 10.911.593,78 0,83 0,07 1.660.923,99 0,08 0,32 754.134,02 19,92 0,21 33.879,43 13.360.531,22 0,65 7,22 0,05 10.896.198,01 0,83 0,07 1.660.923,99 0,08 0,32 754.134,49 19,92 0,21 33.879,43 13.345.135,92 0,70 8,01 0,05 12.023.755,11 0,88 0,07 1.739.919,08 0,10 0,27 819.927,23 21,30 0,21 36.225,67 14.619.827,09 0,70 7,84 0,05 11.782.731,62 0,88 0,07 1.739.919,08 0,09 0,29 796.611,79 21,30 0,21 36.225,67 14.355.488,16 0,70 7,80 0,05 11.722.435,82 0,88 0,07 1.739.919,08 0,09 0,29 796.613,79 21,30 0,21 36.225,67 14.295.194,35 0,75 8,48 0,05 12.703.543,99 0,93 0,07 1.811.370,92 0,12 0,25 866.969,59 22,67 0,21 38.563,41 15.420.447,90

Tabla 24. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 94

Para finalizar el estudio de esta configuración, se debe determinar el diseño óptimo para la misma, para lo cual se presenta a continuación una gráfica con los resultados válidos obtenidos. En este caso, el parámetro que define el diseño es el coeficiente de reparto, en lugar del número de platos como se ha visto hasta ahora.

3.900.000

4.050.000

4.200.000

4.350.000

4.500.000

4.650.000

4.800.000

4.950.000

5.100.000

0,63 0,63 0,64 0,64 0,65 0,65

Fracción alimentada a la primera columna, º/1

Cap

ital,

$

12.800.000

13.800.000

14.800.000

15.800.000

16.800.000

17.800.000

Ope

raci

ón/T

otal

, $

Capital Total Operación

Figura 36. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

Como se puede comprobar, la curva de costes totales es prácticamente paralela al eje de abscisas debido a la proximidad de los valores de reparto que han resultado válidos en el estudio. Siguiendo con el criterio de elegir la configuración que presenta el mínimo de costes totales, se muestran a continuación estos valores tabulados.

s Capital, $ Operación, $ Total, $ 0,63 4.541.204,41 13.157.529,96 17.698.734,37 0,63 5.126.345,77 12.986.907,08 18.113.252,85 0,64 4.286.563,51 13.267.904,76 17.554.468,28 0,64 4.696.340,32 13.161.462,35 17.857.802,67 0,65 4.013.403,47 13.488.122,45 17.501.525,92 0,65 4.267.910,49 13.360.531,22 17.628.441,70

Tabla 25. Costes de capital, de operación y totales para la configuración destilación doble efecto con reparto de la alimentación

Según la tabla anterior, el mínimo de costes totales se tiene al introducir el 65% de la alimentación en la primera columna, configurada acorde a la primera alternativa dada en el análisis de sensibilidad de la tabla x. En ésta, se decidió elegir la solución con menor altura de las torres, siendo el número de platos reales para la primera y segunda columna de 58 y 47, respectivamente.

4.5. Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

De nuevo, el objetivo del doble efecto es aportar calor en el hervidor de la columna secundaria condensando el vapor de la primera columna. Para ello, se debe obtener la corriente de destilado a una presión mayor que la asignada en la segunda columna.

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METODOLOGÍA 95

Por otro lado, al no existir reparto de la alimentación, el suministro a la segunda columna se realiza con la corriente destilado ya condensada, sin devolver parte a la primera columna en forma de reflujo o recirculación. Este hecho hace que la primera torre actúe como una columna de agotamiento, quedando limitada la concentración de etanol en el destilado. En este caso, se realizará el estudio para concentraciones de salida entre el 20 y 60% en peso de etanol. Del mismo modo, la corriente de destilado final es purificada en tamices moleculares para llegar al 99,9% en peso de concentración. Por último, para establecer la configuración óptima de este sistema, se deberá determinar la concentración de etanol a obtener en la primera columna que minimiza los costes totales.

4.5.1. Simulación

Como se recoge en la figura 37, para cuantificar el calor cedido por la corriente de destilado, ha sido necesario implementar un intercambiador donde se produce la condensación de la misma. Dicho equipo no interviene en el cálculo de costes puesto que no es necesario en el sistema real. Del mismo modo, la unidad MIXER calcula el balance entre la corriente destilado de la primera columna y el hervidor de la segunda columna. Al disponer en este sistema de una columna de agotamiento, los grados de libertad para esta torre difieren a los dados anteriormente para dicho equipo. Para mostrar tales diferencias, se nombran a continuación todos los grados de libertad involucrados en esta configuración. - Presión de descarga de la bomba - Número de etapas de equilibrio para columna primaria y secundaria - Tipo de condensador para columna secundaria - Tipo de hervidor para columna primaria y secundaria - Caudal de destilado para columna primaria y secundaria - Relación de reflujo para columna secundaria - Posición de la alimentación para columna secundaria - Presión de operación para columna primaria y secundaria - Recuperación de etanol en el destilado para columna primaria y secundaria - Temperatura a la salida del intercambiador previo al tamiz molecular - Presión del intercambiador previo al tamiz molecular - Presión de operación del intercambiador dispuesto para condensación del destilado

de la primera columna - Fracción de vapor a la salida del intercambiador dispuesto para condensación del

destilado de la primera columna En primer lugar, se debe fijar la presión de la columna secundaria, ya que será la que determine la presión de operación de la primera. Debido a que la alimentación no es directamente introducida en la segunda columna, se supone para ésta una presión de trabajo de 1 atm. Con este dato, la temperatura de salida de la corriente de cola, sabiendo que la constituye agua pura, es de 100ºC.

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METODOLOGÍA 96

Obtenida la temperatura a la que opera el hervidor de la segunda columna, basta con especificar en un separador flash condición de líquido saturado a 110ºC, para hallar la presión de trabajo de la primera columna. Esta presión será función de la concentración deseada en el destilado, impuesta como especificación de entrada en el equipo de destilación súbita. A continuación, se muestra la tabla 26 donde se recogen los resultados para cada valor de concentración especificado (en % peso y molar).

yetOH, % p/p 20 25 30 35 40 45 50 55 60 yetOH, % n/n 8,9 11,5 14,4 17,4 20,7 24,3 28,1 32,4 37,0 P, atm 2,29 2,41 2,51 2,59 2,65 2,71 2,76 2,81 2,85

Tabla 26. Presión de operación de la columna de agotamiento para el sistema doble efecto sin reparto de la alimentación

Del mismo modo, al haber especificado condición de líquido saturado, se garantiza que todo el calor de condensación se invierte en el hervidor.

• Límites de separación en la primera columna Antes de comenzar con la descripción del proceso desarrollado para realizar las simulaciones, se debe comprobar que la columna de agotamiento es capaz de alcanzar la concentración deseada. Para ello, es necesario representar la línea correspondiente a la condición termodinámica de la alimentación en el respectivo diagrama de equilibrio líquido-vapor. De esta manera, la concentración máxima de destilado que es posible obtener viene dada por el punto de corte entre ambas. Este punto de corte supone un límite operacional, ya que se correspondería con la concentración que está en equilibrio con la alimentación, lo que supondría que no se diese transferencia de materia entre fases impidiendo alcanzar una pureza superior a tal punto. En primer lugar, se debe obtener el diagrama de equilibrio en base molar para cada presión dada en la tabla 26. Estos datos se facilitan en el programa de simulación. En segundo lugar, para obtener la línea correspondiente a la condición termodinámica de la alimentación, se define el parámetro q, que representa el estado de la corriente. Este parámetro, en el caso de líquido subenfriado se define como:

λFBPF HH

q−

+= 1 [19]

donde HF: entalpía de la alimentación, kcal/mol HFBP: entalpía de la alimentación a la temperatura de burbuja, kcal/mol λ: calor latente de vaporización, kcal/mol

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METODOLOGÍA 97

Figura 37. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 98

El valor de q obtenido a partir de la expresión [19], se combina con los balances de materia para hallar el lugar de todos los puntos de intersección de las líneas de operación. Aunque en este caso no se dispone de sección de enriquecimiento, el concepto sigue siendo el mismo para evaluar la concentración máxima alcanzable. La ecuación que gobierna esta línea de intersección, que recibe el nombre de línea de alimentación, viene dada por:

11 −−

−=

q

zx

q

qy F [20]

donde y: fracción molar de etanol en el vapor, º/1 x: fracción molar de etanol en el líquido, º/1 zF: fracción molar de etanol en la alimentación, º/1 Esta ecuación representa una línea recta de pendiente q/q-1 y que corta en la diagonal del diagrama de equilibrio en el punto x=y=zF [12]. Para hallar los valores de entalpía involucrados en la ecuación [19], se hace uso de las herramientas de Aspen para el cálculo de propiedades de corrientes. De esta manera, con los datos aportados por el simulador, se obtiene el valor de q para cada caso. Al considerar constante la temperatura de la alimentación, el valor de q aumenta con la presión pues la alimentación está más subenfriada. A continuación, se muestran los resultados obtenidos para cada presión de operación correspondiente a cada caso de concentración deseada en el destilado.

yetOH, % p/p 20 25 30 35 40 45 50 55 60 yetOH, % n/n 8,9 11,5 14,4 17,4 20,7 24,3 28,1 32,4 37,0 P, atm 2,29 2,41 2,51 2,59 2,65 2,71 2,76 2,81 2,85 q 1,165 1,168 1,172 1,174 1,176 1,178 1,179 1,181 1,182

Tabla 27. Condición termodinámica de la alimentación para la columna de agotamiento

A partir de la concentración molar de la alimentación (zF=0,01 n/n), y conocido el valor de q, se representa la recta de la alimentación sobre el diagrama de equilibrio adecuado. A continuación, se muestra la gráfica correspondiente a la concentración del 8,9% p/p, para la cual el equilibrio líquido-vapor ha sido definido a 2,29 atm.

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1x

y

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

Figura 38. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención

del 20% p/p (8,9% n/n) de etanol a 2,29 atm

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METODOLOGÍA 99

Como se puede comprobar, el punto de corte entre la curva de equilibrio y la recta de alimentación, representada por la línea de color rojo, se da aproximadamente para una fracción de 34% n/n de etanol en el vapor. Dicho valor queda muy por encima del 8,91% n/n impuesto en este caso, por lo que no existe limitación alguna para estas condiciones de operación. Para el resto de concentraciones a evaluar, la gráfica obtenida presenta un comportamiento similar, excepto para el límite superior del rango (2,85 atm), cuya gráfica se presenta a continuación.

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

x

y

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

Figura 39. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención

del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 2,85 atm

En este caso, la concentración máxima alcanzable en la columna de agotamiento queda limitada aproximadamente al 35% n/n de etanol, siendo imposible conseguir un 37% n/n a la salida a la presión de 2,85 atm. Este problema queda solventado al aumentar la presión hasta 3,5 atm, ya que con un nuevo valor de q igual a 1,199, la concentración máxima aumenta con respecto al caso anterior. La gráfica correspondiente se muestra en la figura 40.

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

x

y

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

Figura 40. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención

del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 3,5 atm

El aumento del máximo alcanzable se debe principalmente al aumento de la pendiente de la línea de la alimentación, ya que la curva de equilibrio no sufre variación para este pequeño incremento de presión. Este nuevo límite toma el valor de 39% n/n de etanol en el vapor, con lo que quedando por encima de la concentración deseada, posibilita la obtención de la misma.

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METODOLOGÍA 100

Teniendo en cuenta la nueva presión de operación para el caso de 60% p/p, y hallado el caudal de destilado correspondiente que resulta del balance de materia para cada concentración, se está en disposición de completar el sistema a modelar.

• Metodología de diseño Definida la corriente de alimentación al sistema con los datos de partida, se especifica la presión de descarga de la bomba, que variará en cada simulación en función de la concentración de etanol a obtener en la primera columna. Para la primera columna, al no disponer de condensador integrado, basta con especificar una variable de operación para configurar la torre, siendo el flujo de destilado obtenido en el balance de materia. Una vez más, las especificaciones de diseño serán la recuperación de etanol en la corriente de destilado y la concentración de etanol en la misma. Sin embargo, en este caso, como variable a manipular se tiene el caudal de destilado, que irá variando en cada simulación realizada junto con la concentración de etanol a obtener. Por otro lado, la segunda columna queda definida tal y como se configuraron las anteriores, teniendo en cuenta el condensador parcial que retorna al primer plato parte del destilado como líquido saturado. Además, la etapa de alimentación es ajustada para minimizar la carga necesaria en el hervidor. Para concretar las condiciones de condensación de la corriente de destilado, se especifica en el intercambiador correspondiente la presión de operación asignada para la primera columna, así como una fracción de vapor nula. De nuevo, el intercambiador previo al tamiz molecular ha sido configurado para obtener una corriente a 150 ºC y 1 atm de presión. A continuación, se muestra una tabla a modo de resumen con las especificaciones que han sido necesarias modificar con el fin de ajustar el modelo a las condiciones de operación de cada caso estudiado.

yd1, º/1 P1, atm QD 1, kg/h 0,20 2,29 41208,75 0,25 2,41 32967,00 0,30 2,51 27472,50 0,35 2,59 23547,86 0,40 2,65 20604,38 0,45 2,71 18315,00 0,50 2,76 16483,50 0,55 2,81 14985,00 0,60 3,50 13736,25

Tabla 28. Variables especificadas en las simulaciones de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

donde yd1: fracción másica impuesta en la columna de agotamiento, º/1 P1: presión de operación de bomba, columna e intercambiador, atm QD 1: caudal de destilado especificado en la columna de agotamiento, kg/h

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METODOLOGÍA 101

En este caso, el caudal de destilado especificado en la columna secundaria permanece constante y de valor igual al obtenido en el balance de materia del primer caso de estudio, recogido en la tabla 2. Definidos los datos necesarios que permiten la simulación del sistema, se pasa a obtener el número de etapas de la primera columna que consigue la separación deseada. En segundo lugar, para realizar la integración térmica del sistema, basta con ajustar el número de etapas de la segunda columna para poder usar el destilado de la primera como vapor de servicio. Para finalizar el apartado referente a la simulación de este caso, se presentan las tablas 29 y 30 donde se recogen los principales resultados obtenidos en las simulaciones.

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METODOLOGÍA 102

yd1 P1, atm N1 Td1i, ºC Td1f, ºC Tc1, C Qh1, kW D1, m Hbomba, m PB, kW 0,20 2,29 7 122,3 110,0 125,0 56.204,02 4,63 37,91 13,01 0,25 2,41 7 123,1 110,0 126,7 51.841,41 4,44 42,08 14,44 0,30 2,51 8 123,4 110,0 128,0 49.060,08 4,32 45,56 15,64 0,35 2,59 9 123,4 110,0 129,1 47.114,44 4,23 48,34 16,59 0,40 2,65 9 123,0 110,0 129,8 45.641,13 4,17 50,43 17,31 0,45 2,71 10 122,4 110,0 130,6 44.573,54 4,12 52,52 18,02 0,50 2,76 11 121,5 110,0 131,2 43.725,08 4,13 54,25 18,62 0,55 2,81 12 120,4 110,0 131,8 43.071,81 4,16 55,99 19,22 0,60 3,50 15 125,6 116,4 139,4 45.622,00 4,23 79,99 27,45

Tabla 29. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

yd1 N2 Nf2 R2 Td2, C Tc2, C Qh2, kW Qc2, kW D2, m Qint tamiz, kW E, kW 0,20 10 6 6,83 78,3 100,0 18.681,22 16.820,54 3,29 314,22 3.978,00 0,25 10 7 5,65 78,3 100,0 15.879,60 13.922,60 3,01 314,22 1.590,94 0,30 10 7 4,59 78,3 100,0 13.315,11 11.299,60 2,75 314,22 703,91 0,35 11 7 2,94 78,3 100,0 9.290,16 7.234,94 2,28 314,22 2.254,78 0,40 11 7 2,72 78,3 100,0 8.787,73 6.702,58 2,22 314,22 887,38 0,45 12 8 2,09 78,3 100,0 7.242,09 5.138,38 2,01 314,22 981,95 0,50 12 9 1,99 78,3 100,0 7.023,99 4.905,89 1,98 314,22 34,44 0,55 14 10 1,55 78,3 100,0 5.950,19 3.821,70 1,82 314,22 148,36 0,60 17 13 1,30 78,3 100,0 5.227,04 3.189,53 1,72 314,22 19,10

Tabla 30. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 103

donde yd1: concentración de etanol impuesta en la primera columna, º/1 P1: presión de operación de la primera columna, atm N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna Td1i: temperatura de salida del destilado de la primera columna, ºC Td1f: temperatura del destilado condensado, ºC Tc1: temperatura de la corriente de cola de la primera columna, ºC Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: diámetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posición optima de la alimentación en la segunda columna R2: relación de reflujo de la segunda columna Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, ºC Tc2: temperatura de la corriente de cola de la segunda columna, ºC Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: diámetro de la segunda columna, m Qint tamiz: calor necesario para acondicionar el destilado para purificación, kW E: resultado del balance energético entre destilado y hervidor, kW Obtenidos los datos necesarios, se pasa al diseño de los equipos involucrados en esta configuración con el fin de calcular los costes asociados a la misma.

4.5.2. Diseño de equipos

Al igual que en el caso anterior, la bomba de alimentación se tendrá en cuenta en el siguiente apartado para el cálculo del coste, ya que queda diseñada con los resultados obtenidos en las simulaciones.

I. Columnas Como es sabido, para determinar el número de platos de reales, y con ello la altura de la torre, se debe conocer la eficacia global de cada columna. Al contrario que en los casos estudiados hasta ahora, se tendrá una eficiencia diferente en cada caso simulado según las condiciones de operación. En la primera columna, la variación de este parámetro se debe al cambio que se da en la presión de operación para conseguir la concentración impuesta en el destilado. De esta manera, cada caso presenta diferentes condiciones en los extremos de la columna, repercutiendo directamente en la volatilidad relativa media, y en la temperatura media de la columna para el cálculo de la viscosidad. Para la torre secundaria, el cambio en su correspondiente eficacia, se debe a la variación de la corriente alimentada que sufre un cambio en su pureza, ya que se corresponde con el destilado obtenido en la primera. Este hecho implica una viscosidad diferente en cada caso, ya que según la expresión [7] depende directamente de la concentración de la mezcla que se alimenta.

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METODOLOGÍA 104

Obtenida la eficacia de cada columna, se está en disposición de obtener el número de platos reales. Sin embargo, para la primera columna la expresión [8] debe ser modificada, ya que al no disponer de condensador, el primer plato ya queda cuantificado como una etapa ideal. En este caso, el número de platos reales se obtiene a través de la siguiente expresión:

( )100

−=

E

NN ideales

reales [21]

Comentadas las particularidades de este caso, se calcula la altura de la torre con la expresión [9], dada en la primera configuración estudiada. Cabe añadir, que el espaciamiento entre platos es de 0,90 m en todos los casos de la primera columna, mientras que en la segunda, varia de 0,75 a 0,60 m según la tabla 5.

II. Hervidores Al igual que en el sistema anterior, el equipo que corresponde a la primera columna se ha diseñado acorde a la ecuación [10], correspondiente a cambios de estado isotermos en cada lado del intercambiador. Por otro lado, en todos los casos, la presión del vapor de servicio usado es mayor de la que permite obtener una diferencia de temperatura con la corriente de cola de 20ºC, ya que de lo contrario no hubiera sido posible obtener ningún área dentro del rango de validez para el posterior cálculo del coste. Para el hervidor asociado a la columna secundaria, se debe usar la expresión [11], ya que el proceso de condensación del destilado no será isotermo, variando en cada caso el rango de temperaturas por la diferente pureza impuesta para el mismo. Cabe comentar que, para la concentración del 60% p/p en etanol, la temperatura a la que queda como líquido saturado difiere del resto de casos debido a la presión impuesta para poder alcanzar esta pureza. Del mismo modo, el coeficiente global de transferencia de calor se

supone de 851,75 Cm

W

º2 por ser la situación que más se asemeja a la dada en este

equipo.

III. Condensador En este caso, al ser la presión de operación de la columna de 1 atm, se tiene una corriente de destilado a una temperatura ligeramente inferior que en el resto de configuraciones, lo que favorece el diseño de este equipo al disminuir la cantidad de calor a retirar en el mismo. El resto de consideraciones efectuadas para el diseño, coinciden con las realizadas en los casos precedentes.

IV. Intercambiador previo al tamiz molecular En este caso, el calor a aportar para acondicionar la corriente de destilado es ligeramente superior al obtenido en casos semejantes, ya que como se comentó en el equipo anterior, la corriente de destilado se obtiene a una temperatura inferior. Con respecto a los valores tomados para el diseño, coinciden con los dados en la configuración de columna simple.

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METODOLOGÍA 105

Por último, se tiene que el área necesaria para esta unidad es la misma en todos los casos simulados, ya que el caudal y condiciones dadas para esta corriente son las mismas en todos ellos. Obtenido el diseño de los equipos involucrados en esta configuración, se muestra la tabla 31 con los parámetros obtenidos en este apartado.

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METODOLOGÍA 106

yd1 N1 E1 Nr1 L1, m N2 E2 Nr2 L2, m PVS herv 1, bar Ah1,m

2 Ah2,m2 Ac2, m

2 PVS int, bar A int, m2

0,20 7 36,63 17 19 10 47,91 17 17 5,5 1.001,83 1.430,10 531,53 8,0 8,81 0,25 7 36,91 17 19 10 47,83 17 17 5,0 1.114,74 1.191,55 439,95 8,0 8,81 0,30 8 37,16 19 21 10 47,77 17 14 5,0 1.112,32 991,81 357,06 8,0 8,81 0,35 9 37,41 22 24 11 47,61 19 15 5,5 970,73 692,00 228,62 8,0 8,81 0,40 9 37,65 22 24 11 47,61 19 15 5,5 966,08 661,03 211,80 8,0 8,81 0,45 10 37,94 24 25 12 47,52 22 17 5,5 973,92 549,23 162,37 8,0 8,81 0,50 11 38,27 27 28 12 47,43 22 17 5,5 979,07 545,11 155,03 8,0 8,81 0,55 12 38,70 29 30 14 47,32 26 20 5,5 988,96 475,50 120,76 8,0 8,81 0,60 15 40,11 35 35 17 47,22 32 23 6,5 1.096,29 295,59 100,79 8,0 8,81

Tabla 31. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

donde yd1: concentración de etanol impuesta en la primera columna, º/1

N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna E1: eficiencia de la primera columna Nr1: número de etapas reales de la primera columna L1: altura de la primera columna, m N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna E2: eficiencia de la segunda columna Nr2: número de etapas reales de la segunda columna L2: altura de la segunda columna, m

PVS herv 1: presión del vapor de servicio usado en el hervidor de la primera columna, bar Ah1: área de transferencia del hervidor de la primera columna, m2

Ah2: área de transferencia del hervidor de la segunda columna, m2

Ac2: área de transferencia del condensador de la segunda columna, m2 PVS int: presión del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar

A int: área de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m2

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METODOLOGÍA 107

4.5.3. Costes

Siguiendo los pasos descritos en el anexo correspondiente, se presentan a continuación las tablas 32, 33 y 34 con los costes actualizados asociados a esta configuración. Cabe recordar que, los resultados resaltados en rojo no se consideran válidos puesto que el cálculo se ha realizado con parámetros que quedan fuera del rango de aplicación.

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METODOLOGÍA 108

yd1 CBM Bomba, $ CBM Columna 1, $ CBM Hervidor 1, $ CBM Columna 2, $ CBM Hervidor 2, $ CBM Condensador 2, $ CBM Int tamiz, $ CBM TOTAL , $ 0,20 56.315,33 2.221.151,22 2.336.415,95 1.501.203,75 3.170.245,38 1.063.922,45 20.920,81 10.370.174,88 0,25 57.782,23 2.126.856,12 2.554.318,31 1.313.143,99 2.703.274,76 933.211,76 20.920,81 9.709.507,98 0,30 58.962,83 2.188.653,90 2.549.625,14 1.078.752,31 2.317.135,58 813.577,31 20.920,81 9.027.627,88 0,35 59.883,68 2.337.812,89 2.276.603,27 951.392,95 1.743.143,62 623.196,79 20.920,81 8.012.954,01 0,40 60.561,97 2.301.300,80 2.267.682,19 939.973,65 1.683.992,78 597.515,11 20.920,81 7.871.947,32 0,45 61.230,57 2.355.207,06 2.282.744,69 1.038.599,43 1.470.108,74 520.447,70 20.920,81 7.749.258,99 0,50 61.780,83 2.551.208,25 2.292.642,53 1.034.531,79 1.462.198,77 508.740,84 20.920,81 7.932.023,82 0,55 62.325,20 2.709.617,30 2.311.665,34 1.126.710,77 1.328.386,00 453.014,96 20.920,81 8.012.640,38 0,60 69.377,90 3.082.147,01 2.518.628,21 1.367.513,02 976.594,65 419.464,37 20.920,81 8.454.645,97

Tabla 32. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

yd1 CDPI, $ Ccont, $ CTDC, $ CTPI, $ CWC, $ CTCI, $ A, $/año 0,20 10.888.683,63 1.959.963,05 12.848.646,68 14.647.457,22 2.584.845,39 17.232.302,61 2.947.017,60 0,25 10.194.983,38 1.835.097,01 12.030.080,39 13.714.291,64 2.420.169,11 16.134.460,75 2.759.267,92 0,30 9.479.009,28 1.706.221,67 11.185.230,95 12.751.163,28 2.250.205,28 15.001.368,57 2.565.489,84 0,35 8.413.601,71 1.514.448,31 9.928.050,01 11.317.977,02 1.997.290,06 13.315.267,08 2.277.137,73 0,40 8.265.544,69 1.487.798,04 9.753.342,73 11.118.810,71 1.962.143,07 13.080.953,78 2.237.066,16 0,45 8.136.721,94 1.464.609,95 9.601.331,89 10.945.518,36 1.931.562,06 12.877.080,42 2.202.200,34 0,50 8.328.625,01 1.499.152,50 9.827.777,51 11.203.666,36 1.977.117,59 13.180.783,96 2.254.138,82 0,55 8.413.272,40 1.514.389,03 9.927.661,44 11.317.534,04 1.997.211,89 13.314.745,93 2.277.048,61 0,60 8.877.378,27 1.597.928,09 10.475.306,36 11.941.849,25 2.107.385,16 14.049.234,41 2.402.658,66

Tabla 33. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 109

Hervidor Intercambiador Condensador Bomba yd1 m, kg/s CS , $/kg CS, $/año m, kg/s CS , $/kg CS, $/año q, m3/s CS , $/ m3 CS, $/año E, kW CS , $/kWh CS, $/año CS TOTAL , $/año

0,20 26,80 0,05 38.558.381,98 0,15 0,14 611.883,78 0,24 0,17 1.208.808,94 13,01 0,21 22.131,50 40.401.206,20 0,25 24,59 0,05 35.222.299,97 0,15 0,14 611.883,78 0,20 0,19 1.090.599,81 14,44 0,21 24.568,00 36.949.351,56 0,30 23,27 0,05 33.363.800,76 0,15 0,14 611.883,78 0,16 0,21 983.605,63 15,64 0,21 26.598,41 34.985.888,58 0,35 22,46 0,05 32.416.805,61 0,15 0,14 611.883,78 0,10 0,27 817.805,56 16,59 0,21 28.222,74 33.874.717,69 0,40 21,76 0,05 31.421.150,75 0,15 0,14 611.883,78 0,09 0,29 796.090,25 17,31 0,21 29.440,99 32.858.565,77 0,45 21,25 0,05 30.699.634,31 0,15 0,14 611.883,78 0,07 0,34 732.285,41 18,02 0,21 30.659,23 32.074.462,74 0,50 20,85 0,05 30.126.196,39 0,15 0,14 611.883,78 0,07 0,36 722.801,78 18,62 0,21 31.674,44 31.492.556,39 0,55 20,54 0,05 29.684.661,39 0,15 0,14 611.883,78 0,05 0,43 678.577,03 19,22 0,21 32.689,65 31.007.811,85 0,60 21,97 0,05 32.034.964,18 0,15 0,14 611.883,78 0,04 0,50 652.790,47 27,45 0,21 46.699,50 33.346.337,92

Tabla 34. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 110

Descartando las opciones para las cuales los costes calculados no fueron válidos, la siguiente gráfica muestra los resultados obtenidos para el resto de alternativas. En dicha representación, se tiene la concentración de etanol en el destilado de la primera columna para evaluar la opción más económica.

2.100.000

2.150.000

2.200.000

2.250.000

2.300.000

2.350.000

2.400.000

2.450.000

2.500.000

2.550.000

2.600.000

0,30 0,35 0,40 0,45 0,50 0,55 0,60

Etanol en el destilado de la primera columna, º/1 p/p

Cap

ital,

$

30.500.000

31.500.000

32.500.000

33.500.000

34.500.000

35.500.000

36.500.000

37.500.000

Ope

raci

ón/T

otal

, $

Capital Operación Total

Figura 41. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

Una vez más, se pone de manifiesto el elevado orden de magnitud del coste de operación que conlleva el tratamiento de soluciones diluidas. En este caso, el mínimo de la curva de costes totales queda claramente definido para una concentración de etanol del 55% p/p. Cabe comentar que, para alcanzar esta pureza en el destilado, la primera columna debía operar a 2,81 atm, siendo el número de etapas reales de 29 y 26, para primera y segunda columna, respectivamente.

4.6. Destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

Al igual que en el caso de columna simple, se modifica el esquema precedente para aprovechar el calor residual de la corriente de cola en precalentar la alimentación al sistema. En principio, el rango de concentraciones a evaluar a la salida de la primera torre, será el definido en el caso anterior, es decir, del 20 al 60% en peso de etanol. Para esta última concentración se evaluará a la presión teórica definida anteriormente, es decir, 2,85 atm. Del mismo modo, se determinará la concentración de etanol que se debe obtener en la primera columna que supone el mínimo en la curva de costes totales.

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METODOLOGÍA 111

4.6.1. Simulación

Para modelar esta nueva situación, el esquema del caso precedente se modifica añadiendo un sistema de intercambiadores que involucra la corriente de alimentación con la de cola a través de una corriente de calor, tal y como se muestra en la figura 42. Asimismo, el intercambiador donde se modifica la corriente de cola, se introduce con el fin de simular el aprovechamiento energético, por lo que este equipo queda excluido del cálculo de costes. Del mismo modo, como se expuso en el caso anterior, la condensación de la corriente destilado procedente de la primera columna, se da en el hervidor de la columna secundaria, por lo que el intercambiador impuesto para tal fin, tampoco es un equipo necesario en el sistema real. El balance de energía de este proceso, se cuantifica por medio de la corriente de calor saliente de la unidad MIXER. Los grados de libertad para esta configuración coinciden con los citados en el caso sin precalentamiento. Sin embargo, para el sistema de intercambiadores que precalienta la alimentación habría que añadir los siguientes: - Temperatura de precalentamiento de la alimentación - Presión del intercambiador de precalentamiento de la alimentación - Presión del intercambiador dispuesto en la corriente de cola Debido a que la presión de trabajo de la columna secundaria coincide con la supuesta anteriormente, el destilado a usar como vapor de servicio se debe hallar en las mismas condiciones descritas. El resultado es que la presión de operación de la primera columna, para cada concentración de etanol especificada, toma los mismos valores que los dados en la tabla 26. Definida la presión de operación de la columna de agotamiento, se debe comprobar si se puede alcanzar la pureza impuesta en cada caso, ya que se da una nueva condición termodinámica de la alimentación. Para ello, es preciso conocer la temperatura a la cual se precalienta la alimentación que, como se expuso en el segundo caso de estudio, queda definida por la temperatura del fluido térmico. A continuación, se muestra la tabla 35 donde se expone la temperatura de la corriente de cola, así como la temperatura de burbuja de la alimentación para cada presión de operación.

yetOH, % p/p 20 25 30 35 40 45 50 55 60 P, atm 2,29 2,41 2,51 2,59 2,65 2,71 2,76 2,81 2,85 Tcola, ºC 125,0 126,7 128,0 129,1 129,8 130,6 131,2 131,8 132,3 Tsat F, ºC 121,7 123,3 124,6 125,7 126,4 127,1 127,7 128,3 128,8

Tabla 35. Temperatura de burbuja de la alimentación a la columna de agotamiento con precalentamiento

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METODOLOGÍA 112

Figura 42. Esquema usado en la simulación de destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 113

Como se puede comprobar, debido a la pequeña diferencia de temperaturas que se da entre ambas corrientes, no será posible introducir la alimentación como líquido saturado. Siguiendo con el criterio de diseño del intercambiador expuesto en el segundo caso de estudio, se debe dar una diferencia de 20 ºC entre ambos fluidos. Sin embargo, al imponer esta condición, se obtienen valores para el área de transferencia del equipo que exceden el máximo permitido para usar la correlación adecuada para cálculo del coste. Por este motivo, se decide imponer una diferencia de temperaturas de 25 ºC. A continuación, se recoge en la tabla 36 la temperatura a la cual se debe precalentar la alimentación para cada presión de operación.

yetOH, % p/p 20 25 30 35 40 45 50 55 60 P, atm 2,29 2,41 2,51 2,59 2,65 2,71 2,76 2,81 2,85 Tprec F, ºC 100,0 101,7 103,0 104,1 104,8 105,6 106,2 106,8 107,3

Tabla 36. Temperatura final de la alimentación a la columna de agotamiento con precalentamiento

• Límites de separación en la primera columna

Con las nuevas condiciones en las que se encuentra la corriente de alimentación, es necesario determinar la concentración límite que se puede obtener en la columna de agotamiento. De nuevo, se recurre al diagrama de equilibrio para representar la condición termodinámica de la alimentación para cada presión de operación. Obtenidas las curvas de equilibrio, basta con obtener el valor de q mediante la ecuación [19]. De los parámetros involucrados en esta expresión, es necesario determinar la nueva entalpía de la alimentación a la temperatura de precalentamiento, HF, ya que la condición para líquido saturado y el calor latente coinciden con los obtenidos en el caso precedente al coincidir la presión de operación. A continuación, se presenta la tabla 37 con los resultados obtenidos para q en las nuevas condiciones de operación.

yetOH, % p/p 20 25 30 35 40 45 50 55 60 yetOH, % n/n 8,9 11,5 14,4 17,4 20,7 24,3 28,1 32,4 37,0 P, atm 2,29 2,41 2,51 2,59 2,65 2,71 2,76 2,81 2,85 q 1,046 1,046 1,046 1,046 1,046 1,046 1,046 1,047 1,047

Tabla 37. Condición termodinámica de la alimentación para la columna de agotamiento con precalentamiento

A partir de la expresión [20], para una fracción molar de la alimentación de 0,01, se representan las líneas de alimentación en las curva de equilibrio correspondiente. Para concentraciones hasta el 30% p/p de etanol, las representaciones obtenidas ofrecen el mismo resultado que el mostrado en la figura 38 del sistema sin precalentamiento. Sin embargo, a partir del 35% p/p, el límite máximo alcanzable en la columna de agotamiento queda por debajo de éste, siendo imposible lograr la pureza especificada en las condiciones de operación. La gráfica correspondiente a este caso se muestra a continuación, para una presión de 2,59 atm.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 114

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

x

y

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

Figura 43. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención

del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 2,59 atm

Como se puede comprobar, la línea de color rojo que representa la condición de la alimentación, corta con la curva de equilibrio para el 15% n/n de etanol en el vapor, requiriéndose en este caso 17,4% n/n. Debido a la proximidad del parámetro q, y a la forma de la curva de equilibrio en el rango de presiones estudiados, para el resto de concentraciones se obtiene idéntico resultado al mostrado en la figura anterior. El hecho de que el rango de concentraciones factibles se estreche, se debe a la pequeña pendiente de la línea de alimentación, que hace que el límite máximo alcanzable disminuya con respecto al sistema sin precalentamiento. De la misma manera que se solventó este problema en el caso anterior, se considera aumentar la presión de operación de la columna para aumentar la concentración límite y conseguir que la concentración deseada quede por debajo de este máximo. Sin embargo, existe otro factor a tener en cuenta al aumentar la presión de trabajo. Este límite superior viene dado por el rango de validez de la presión del vapor de servicio para el cálculo de su coste, ya que para presiones superiores, los valores resultantes del coste no serían válidos, quedando descartados del estudio. Siendo el valor superior del rango de 46 barg, la torre debe operar como máximo a 30 atm para que se de una diferencia de temperaturas de 20 ºC entre la corriente de cola y el vapor de servicio. Aumentando progresivamente la presión de la columna de agotamiento, se tiene que para 26 atm la concentración máxima queda por encima del 35% p/p, permitiendo alcanzar esta pureza en la corriente de destilado. La siguiente gráfica corrobora este hecho.

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

METODOLOGÍA 115

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1

x

y

0

0,1

0,2

0,3

0,4

0,5

0,6

0,7

0,8

0,9

1

Figura 44. Representación de la línea de alimentación en la columna de agotamiento para la obtención

del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 26 atm

En la figura se muestra como la concentración máxima ha aumentado, permitiendo en este caso obtener la pureza impuesta de 17,4% n/n. Para concentraciones superiores a la indicada, se necesitaría operar a presiones mayores de 30 atm, por lo que los datos obtenidos carecerían de validez y serían descartados del estudio. De esta manera, el rango de concentraciones a evaluar queda restringido del 20 al 35% en peso de etanol. Comentadas las diferencias operacionales con respecto al caso anterior, el procedimiento seguido para configurar el sistema coincide con el comentado anteriormente. Cabe añadir que en el sistema de intercambiadores usado para el precalentamiento de la alimentación, debe especificarse la presión de operación, así como la temperatura final de la alimentación en el equipo involucrado a dicha corriente. En la siguiente tabla se recogen estos valores junto con el resto de parámetros que ha sido necesario modificar en cada simulación.

yd1, º/1 P1, atm Tff, C QD1, kg/h 0,20 2,29 100,0 41.208,75 0,25 2,41 101,7 32.967,00 0,30 2,51 103,0 27.472,50 0,35 26,00 201,8 23.547,86

Tabla 38. Variables especificadas en las simulaciones de destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

donde yd1: fracción másica impuesta en la columna de agotamiento, º/1 P1: presión de operación de bomba, columna e intercambiadores, atm Tff: temperatura de precalentamiento impuesta en el intercambiador, ºC QD 1: caudal de destilado especificado en la columna de agotamiento, kg/h A continuación, se muestran las tablas 39 y 40 en las que se presentan los resultados obtenidos para esta configuración.

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METODOLOGÍA 116

yd1 P1, atm N1 Tfi, C Tff , C Td1i, ºC Td1f, ºC Tc1i, C Tc1f, C Qh1, kW D1, m Hbomba, m PB, kW

0,20 2,29 11 38,00 100,00 122,30 110,10 125,00 58,10 32.495,76 3,69 37,91 13,01

0,25 2,41 13 38,00 101,70 123,10 110,00 126,70 59,90 27.436,34 3,45 42,08 14,44

0,30 2,51 21 38,00 103,00 123,40 110,00 128,00 61,30 24.125,04 3,28 45,56 15,64

0,35 26,00 24 38,80 201,80 217,70 199,00 226,80 63,70 23.183,76 3,03 862,52 296,01

Tabla 39. Resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

yd1 N2 Nf2 R2 Td2, C Tc2, C Qh2, kW Qc2, kW D2, m Qint tamiz, kW E, kW

0,20 10 6 6,83 78,30 100,00 18.687,97 16.827,42 3,29 314,22 3.975,07

0,25 10 7 5,45 78,30 100,00 15.368,33 13.411,43 2,96 314,22 2.104,96

0,30 10 7 4,43 78,30 100,00 12.911,83 10.896,60 2,70 314,22 1.113,37

0,35 10 7 4,11 78,30 100,00 9.260,98 10.114,85 2,62 314,22 563,98

Tabla 40. Continuación de resultados de las simulaciones para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 117

donde yd1: concentración de etanol impuesta en la primera columna, º/1 P1: presión de operación de la primera columna, atm N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna Tfi: temperatura de la corriente de alimentación, ºC Tff: temperatura de la corriente de alimentación precalentada, ºC Td1i: temperatura de salida del destilado de la primera columna, ºC Td1f: temperatura del destilado condensado, ºC Tc1i: temperatura de la corriente de cola a la salida de la primera columna, ºC Tc1f: temperatura de la corriente de cola a la salida del intercambiador, ºC Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: diámetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posición optima de la alimentación en la segunda columna R2: relación de reflujo de la segunda columna Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, ºC Tc2: temperatura de la corriente de cola de la segunda columna, ºC Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: diámetro de la segunda columna, m Qint tamiz: calor necesario para acondicionar el destilado para purificación, kW E: resultado del balance energético entre destilado y hervidor, kW Como se ve en los resultados, el precalentar la alimentación hace que se requiera menor carga energética en el hervidor de la columna de agotamiento, aunque esto conlleva que se requiera mayor número de etapas para lograr la concentración deseada. La siguiente gráfica recoge la comparativa con el sistema precedente.

20.000

25.000

30.000

35.000

40.000

45.000

50.000

55.000

60.000

0,20 0,25 0,30 0,35

Etanol en el destilado de la primera columna, º/1 p/p

Ca

lor

he

rvid

or,

kW

Sin precalentamiento Con precalentamieno

Figura 45. Comparativa de la carga necesaria en el hervidor para el sistema con y sin precalentamiento para destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

A partir de los datos obtenidos en las simulaciones, se pasa al diseño de los equipos.

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METODOLOGÍA 118

4.6.2. Diseño de equipos

I. Columnas En primer lugar, se debe obtener la eficacia de cada columna que, aunque haya cambiado la temperatura a la que se introduce la corriente de alimentación, toma los mismos valores que en la configuración sin precalentamiento. Esto se da en todos los casos excepto para la columna que genera un destilado al 35% p/p, ya que la temperatura media de la columna es notablemente superior que en el caso precedente. El número de platos reales se obtiene a partir de las expresiones [21] y [8] para la primera y segunda columna, respectivamente. Con el número de platos reales y el diámetro obtenido en cada simulación, se aplica la expresión [9] para obtener la altura de la torre y completar el diseño de las columnas. Cabe comentar que, para la primera columna se obtienen alturas mayores que en el caso anterior debido a la necesidad de mayor número de etapas. Además, para obtener una concentración del 35% en peso en este equipo, se requiere un elevado espesor de pared debido a la elevada presión de operación, lo que hará que se requiera mayor cantidad de acero, elevando con creces el coste de capital asociado a estas condiciones de operación.

II. Hervidores Con respecto al hervidor asociado a la primera columna, se debe aplicar la expresión adecuada a procesos isotermos, en este caso la ecuación [10]. Asimismo, se usa el coeficiente de global de transferencia de calor dado para vapor de servicio que hace hervir agua. Por otro lado, la presión del vapor de servicio ha disminuido con respecto al caso precedente, ya que al ser menor el calor necesario en este equipo, resultan áreas de transferencia que quedan dentro del rango de validez para el cálculo del coste asociado. Esto se cumple para todas las concentraciones evaluadas excepto en el último caso, ya que requiere una presión del vapor de servicio acorde a la temperatura de la corriente de cola. Para el equipo correspondiente a la columna secundaria, al darse las mismas condiciones de operación que en el caso anterior, se obtienen prácticamente los mismos valores para el área de transferencia necesaria. Sin embargo, para el caso excepcional en el que se alimenta una corriente al 35% en peso de etanol, la superficie requerida es mucho menor, debido a que la temperatura a la que queda el destilado como líquido saturado deja un margen mucho mayor de 10 ºC con respecto a la temperatura de ebullición que se da en este hervidor. Estos resultados se han obtenido a partir de la expresión [11], donde se tiene en cuenta la diferencia de temperaturas logarítmica media para el proceso no isotermo de condensación de la corriente destilado.

III. Condensador El diseño de este intercambiador a partir de la expresión [11], genera los mismos valores de superficie necesaria de transferencia, ya que prácticamente no existe diferencia con la segunda columna del caso anterior.

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METODOLOGÍA 119

IV. Intercambiador previo al tamiz molecular Siendo el caudal de destilado y las condiciones de acondicionamiento las mismas que en el caso precedente, el calor necesario para acondicionar dicha corriente, y con ello el área necesaria para este equipo, coinciden con el obtenido anteriormente, sea cual sea la condición impuesta en la primera columna.

V. Intercambiador precalentamiento alimentación La superficie obtenida para este equipo será diferente en cada caso simulado, ya que la temperatura a la que se precalienta la alimentación, y la temperatura a la que se tiene la corriente de cola, dependen de la presión de la columna. Al darse procesos no isotermos en ambos lados del intercambiador, debe ser evaluado el factor de corrección que interviene en la expresión [11]. A partir de las temperaturas iniciales y finales de cada corriente, obtenidas como resultado en el apartado anterior, se hallan los valores que toman R y S a través de las fórmulas [13] y [14]. Con estos parámetros, se evaluará el factor de corrección más adecuado según las configuraciones dadas en la figura 33, sabiendo que la corriente que fluye por los tubos se corresponde con la corriente de cola. A continuación, se muestra la tabla 41 donde se recoge el resultado obtenido para el factor de corrección, así como los parámetros R y S para cada caso.

yd1 R S FT Tipo de intercambiador 0,20 0,93 0,77 0,90 (d) 0,25 0,95 0,75 0,90 (d) 0,30 0,97 0,74 0,83 (c) 0,35 1,00 0,87 0,70 (e)

Tabla 41. Factor de corrección DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilación doble efecto sin reparto de la alimentación según configuración

Una vez más, la elección del tipo de intercambiador se ha basado en la sencillez constructiva de entre las posibles configuraciones factibles para los parámetros dados. En el último caso expuesto, no ha cabido elección puesto que la única configuración posible ha sido la indicada en la tabla. Obtenido el parámetro anterior, se está en disposición de hallar el área requerida por este equipo, sabiendo que el coeficiente global de transferencia de calor correspondiente

a esta situación vale 1.150 Cm

W

º2.

Por último, se presenta la tabla 42 con los resultados necesarios del diseño para el cálculo del coste de esta configuración.

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METODOLOGÍA 120

yd1 N1 E1 Nr1 L1, m N2 E2 Nr2 L2, m PVS herv 1, bar Ah1,m2 Ah2,m

2 Ac2, m2 PVS int tamiz, bar A int tamiz, m

2 A int prec, m2

0,20 11 36,63 28 25 10 47,91 17 17 4,5 768,93 1.430,61 531,74 8,0 8,81 1.020,01

0,25 13 36,91 33 29 10 47,84 17 14 4,5 701,28 1.153,19 423,80 8,0 8,81 1.007,12

0,30 21 37,16 54 44 10 47,77 17 14 4,5 656,92 961,77 344,33 8,0 8,81 1.089,03

0,35 24 45,77 51 42 10 47,70 17 14 40,0 532,32 100,60 319,63 8,0 8,81 3.557,91

Tabla 42. Resultados del diseño para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

donde yd1: concentración de etanol impuesta en la primera columna, º/1

N1: número de etapas de equilibrio de la primera columna E1: eficiencia de la primera columna Nr1: número de etapas reales de la primera columna L1: altura de la primera columna, m N2: número de etapas de equilibrio de la segunda columna E2: eficiencia de la segunda columna Nr2: número de etapas reales de la segunda columna L2: altura de la segunda columna, m

PVS herv 1: presión del vapor de servicio usado en el hervidor de la primera columna, bar Ah1: área de transferencia del hervidor de la primera columna, m2

Ah2: área de transferencia del hervidor de la segunda columna, m2

Ac2: área de transferencia del condensador de la segunda columna, m2 PVS int tamiz: presión del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar

A int tamiz: área de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m2 Aint prec: área de transferencia del intercambiador de precalentamiento de la alimentación, m2

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METODOLOGÍA 121

4.6.3. Costes

Al igual que en el segundo caso de estudio, se obtienen los costes con el fin de evaluar las ventajas de precalentar la alimentación. Para ello, se muestran las tablas 43, 44 y 45 donde se recogen los resultados obtenidos.

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METODOLOGÍA 122

yd1 CBM Bomba, $ CBM Col 1, $ CBM Herv 1, $ CBM Int prec, $ CBM Col 2, $ CBM Herv 2, $ CBM Cond, $ CBM Int tamiz, $ CBM TOTAL , $

0,20 56.315,33 2.223.946,33 1.890.095,00 2.652.133,45 1.501.520,99 3.171.264,82 1.064.231,36 20.920,81 12.580.428,09

0,25 57.782,23 2.473.077,89 1.760.861,39 2.632.777,98 1.148.877,36 2.628.795,52 910.020,82 20.920,81 11.633.113,98

0,30 58.962,83 4.103.240,42 1.676.142,34 2.466.654,02 1.065.114,35 2.259.385,79 795.029,84 20.920,81 12.445.450,40

0,35 708.333,13 6.417.738,56 1.537.407,20 7.386.196,86 1.038.094,62 565.785,08 758.886,36 20.920,81 18.433.362,62

Tabla 43. Costes de los equipos para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

yd1 CDPI, $ Ccont, $ CTDC, $ CTPI, $ CWC, $ CTCI, $ A, $/año

0,20 13.209.449,50 2.377.700,91 15.587.150,41 17.769.351,46 3.135.767,91 20.905.119,37 3.575.131,90

0,25 12.214.769,68 2.198.658,54 14.413.428,22 16.431.308,17 2.899.642,62 19.330.950,79 3.305.922,23

0,30 13.067.722,92 2.352.190,13 15.419.913,04 17.578.700,87 3.102.123,68 20.680.824,55 3.536.773,66

0,35 19.355.030,75 3.483.905,54 22.838.936,29 26.036.387,37 4.594.656,59 30.631.043,97 5.238.430,86

Tabla 44. Capital de inversión para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

Hervidor Intercambiador Condensador Bomba

yd1 m, kg/s CS , $/kg CS, $/año m, kg/s CS , $/kg CS, $/año q, m3/s CS , $/ m3 CS, $/año E, kW CS , $/kWh CS, $/año CS TOTAL , $/año

0,20 15,32 0,05 22.022.216,17 0,15 0,14 611.883,78 0,24 0,17 1.209.089,38 13,01 0,21 22.131,50 23.865.320,83

0,25 12,94 0,05 18.679.324,34 0,15 0,14 611.883,78 0,19 0,19 1.069.748,62 14,44 0,21 24.568,00 20.385.524,74

0,30 11,38 0,05 16.490.486,95 0,15 0,14 611.883,78 0,15 0,21 967.167,14 15,64 0,21 26.598,41 18.096.136,27

0,35 13,53 0,06 21.923.570,96 0,15 0,14 611.883,78 0,14 0,22 935.278,93 296,01 0,21 503.542,38 23.974.276,05

Tabla 45. Costes de operación para la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

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METODOLOGÍA 123

Debido a que la superficie obtenida en algunos casos hace que el coste asociado no sea válido, queda como resultado un solo caso admisible, por lo que para este sistema no se tendrá la opción de elegir configuración óptima. Sin embargo, se presenta a continuación la gráfica que recoge los costes totales para todos los casos estudiados.

3.200.000

3.700.000

4.200.000

4.700.000

5.200.000

0,20 0,25 0,30 0,35

Etanol en el destilado de la primera columna, º/1

Cap

ital,

$

17.000.000

19.000.000

21.000.000

23.000.000

25.000.000

27.000.000

29.000.000

31.000.000

Ope

raci

ón/

Tot

al, $

Capital Operación Total

Figura 46. Costes resultantes de la configuración destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

Casualmente, el valor que presenta el mínimo en la curva de costes totales coincide con la única configuración válida en el estudio. Para garantizar este valor en el coste, se debe especificar un 30% p/p de etanol en la primera columna, donde la presión de operación había sido de 2,51 atm. Cabe recordar que, el número de etapas reales que cerraba el balance de energía entre la corriente destilado y el hervidor secundario era 54 y 17 etapas, para primera y segunda columna, respectivamente.

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CAPÍTULO 5

ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES

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Evaluación económica de la separación mediante destilación de soluciones acuosas diluidas en etanol

ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 125

5. ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES

En este capítulo se estudian los resultados obtenidos en el capítulo anterior con el fin de hallar la configuración más competitiva entre las alternativas consideradas. Para ello, se compararán los costes asociados a cada una de ellas para concretar cuál es la que ofrece menor coste total anualizado para la deshidratación de etanol. A su vez, se exponen los aspectos más relevantes que suscriben estos resultados de cara a desarrollar las conclusiones que puedan suscitar futuros estudios y/o mejoras del presente documento. Cabe recordar que, este análisis se centra en la etapa de concentración hasta un punto cercano al azeótropo, ya que la fase de purificación en tamices moleculares queda excluida de la evaluación económica al presentar el mismo coste para todas las alternativas estudiadas. Por este motivo, el coste de producción que se obtenga no debe ser considerado como un valor absoluto, sino que será usado como referencia en base a la comparativa económica.

5.1. Análisis de resultados

Antes de mostrar los resultados, se presenta la descripción de cada alternativa con el número asignado para la redacción del presente capítulo. ALTERNATIVA DESCRIPCIÓN

1 Destilación simple en columna de fraccionamiento

2 Destilación simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentación

3 Destilación doble efecto con reparto de la alimentación 4 Destilación doble efecto sin reparto de la alimentación

5 Destilación doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación

Tabla 46. Enumeración de las alternativas para el análisis de costes

Atendiendo a la configuración óptima recogida en la tabla anterior, se tienen los siguientes costes para cada alternativa.

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ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 126

0

5.000.000

10.000.000

15.000.000

20.000.000

25.000.000

30.000.000

35.000.000

Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 3 Alternativa 4 Alternativa 5

$/añ

o

Capital Operación

Figura 47. Comparativa de los costes totales

La figura 47 muestra el elevado orden de magnitud de los costes de operación sea cual sea la alternativa elegida para la deshidratación de etanol. A continuación, se muestra el porcentaje que representa cada coste sobre el total, donde los valores resaltados en azul y rojo representan el mínimo y el máximo, respectivamente.

Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 3 Alternativa 4 Alternativa 5 Capital 9,81% 14,36% 22,93% 6,84% 16,35% Operación 90,19% 85,64% 77,07% 93,16% 83,65%

Tabla 47. Porcentaje sobre el total para capital de inversión y costes de operación en cada alternativa

Estos porcentajes ponen de manifiesto la relación existente entre costes de capital y de operación. Como se puede comprobar, a medida que aumenta la inversión en capital, el coste asociado a los servicios disminuye. Este hecho, conllevaría la elección de la alternativa que mostrase un compromiso entre ambos costes, sin embargo, debido al elevado coste de operación que presenta la deshidratación de etanol, se debe optar por la configuración que presenta el mínimo coste en servicios. Esta configuración se corresponde con la alternativa 3, destilación doble efecto con reparto de la alimentación. A continuación, se muestran los costes asociados a cada alternativa para realizar un análisis más detallado de los mismos.

Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 3 Alternativa 4 Alternativa 5 Capital anualizado, M$/año 2,5 2,9 4,0 2,3 3,5 Operación, M$/año 23,0 17,3 13,5 31,0 18,1 Total, M$/año 25,5 20,2 17,5 33,3 21,6

Tabla 48. Costes obtenidos para cada alternativa

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ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 127

Con respecto a la primera alternativa, del total de inversión en equipos (8,8 M$), el 70,81% y el 22,92% corresponden a columna y hervidor, respectivamente. En este caso, el vapor necesario en el hervidor representa el 94,08% del coste anual en servicios. En el segundo caso de estudio, el precalentamiento de la alimentación a la columna simple se traduce en una mejora económica, tal y como reflejan los resultados recogidos en la tabla 48. Se puede ver cómo el aumento en los costes de capital, debido básicamente a la necesidad de un equipo extra en el sistema con precalentamiento, queda más que compensado por el detrimento obtenido en los costes de operación. El aumento del coste del condensador y la adición del intercambiador de precalentamiento, suponen una subida del 15,73% en el capital de inversión con respecto al sistema precedente. Por otro lado, la bajada de vapor necesario en el hervidor junto con el aumento de agua de refrigeración, supone un ahorro neto en servicios del 24,95%. Con estos datos, se tiene un ahorro global del 20,96% con respecto a la configuración sin precalentamiento. El sistema doble efecto con reparto de la alimentación, definido como alternativa 3, manifiesta la eficacia del doble efecto al presentar el mínimo coste de operación de los casos estudiados. Por otro lado, esta configuración presenta la mayor inversión en capital, debido principalmente a la necesidad de duplicar todos los equipos a excepción del condensador. Cabe destacar el alto coste del intercambiador de precalentamiento de la alimentación a la primera columna, con un peso del 18,85% de la inversión total en equipos. El cuarto caso propuesto presenta el máximo coste total entre las alternativas estudiadas, resultando improductivo el doble efecto con una columna de agotamiento. En este caso, de los 31,0 M$ que se tienen de gastos de operación, el vapor requerido en la columna primaria representa el 95,73%, siendo el coste del resto de servicios comparables a los del resto de alternativas. Sin embargo, esta configuración hace que el capital de inversión sea mínimo, debido principalmente a la necesidad de un menor número de platos en las columnas, que hace que el coste asociado a las mismas disminuya considerablemente. Por último, el sistema doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentación presenta las ventajas descritas en la comparación de las dos primeras alternativas. El aprovechamiento del calor residual de la corriente de cola, supone una disminución en los costes de operación con respecto a la alternativa sin precalentamiento, y con ello en el coste total. Este hecho se refleja en los resultados mostrados en la tabla 48. De nuevo, la bajada de los costes de operación va acompañada de una mayor inversión en equipos. En este caso, el aumento del capital de inversión viene dado por la necesidad de un número mayor de platos en las columnas, así como por el intercambiador introducido para el precalentamiento de la alimentación, representando el 41,53% y el 19,82% del total de inversión en equipos. Como se puede comprobar, el aumento de los costes de capital en un 55,32%, puede ser admisible al ahorrar en servicios un 41,64%. En términos generales, ignorando las limitaciones técnicas que presenta el precalentamiento de la alimentación, esta configuración disminuye el coste total en un 35,01% con respecto a la anterior.

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ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 128

Finalmente, pese al alto coste de inversión en capital, se puede decir que la alternativa más competitiva entre las estudiadas en el presente documento se corresponde con el sistema de doble efecto con reparto de la alimentación. Este hecho radica en que presenta el mínimo gasto de vapor en el hervidor, siendo el factor más influyente en los altos costes de la obtención de etanol a partir de soluciones diluidas. A continuación, se muestran los costes de operación asociados a cada servicio para las alternativas estudiadas.

Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 3 Alternativa 4 Alternativa 5 Vapor herv, M$/año 21,6 15,6 11,0 29,7 16, 5 Vapor int tam, M$/año 0,6 0,6 1,7 0,6 0,6 Agua, M$/año 0,8 1,1 0,8 0,7 1,0 Electricidad, M$/año 0,03 0,03 0,03 Total, M$/año 23,0 17,3 13,5 31,0 18,1

Tabla 49. Costes individuales de los servicios para cada alternativa

Los resultados arrojan que, aún presentando el mayor consumo de vapor en el intercambiador previo al tamiz molecular, el consumo de vapor en el hervidor hace que el coste de operación asociado a la alternativa 3 sea mínimo. La influencia que tiene la carga necesaria en el hervidor sobre el coste, se refleja en el ahorro que presenta esta configuración respecto a las demás. Este ahorro se presenta en forma de porcentajes en la siguiente tabla.

Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 4 Alternativa 5 Ahorro en vap herv, % 49,01% 29,16% 62,83% 33,10% Ahorro en servicios, % 41,35% 21,86% 56,50% 25,46% Ahorro en coste total, % 31,37% 13,17% 47,42% 19,10%

Tabla 50. Ahorro que supone la alternativa 3 frente al resto de configuraciones estudiadas

Como se puede comprobar, el uso de una columna de agotamiento para la configuración del doble efecto (alternativa 4), conlleva el doble de coste que usando una columna de destilación convencional. Presentando el máximo de los costes resultantes, pone de manifiesto la improductividad de esta configuración.

5.2. Conclusiones

Como se puede comprobar en el gráfico de la figura 47, la deshidratación de etanol a partir de soluciones diluidas conlleva altos costes de operación sea cual sea la alternativa elegida para tal fin. El elevado orden de magnitud encontrado en el coste de los servicios, radica principalmente en el alto consumo del hervidor de las columnas. Con respecto a los costes de capital, la mayor inversión se da en columnas, hervidores e intercambiadores para el precalentamiento de la alimentación, con un peso sobre el total de inversión en equipos, entre el 40 y 70% para las columnas, del 15 al 45% para hervidores y del 16 al 25% para intercambiadores. La alternativa que ofrece mejores resultados es aquella que conlleva menor consumo de vapor de servicio, independientemente de la inversión en capital, siendo ésta doble efecto con reparto de la alimentación.

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ANÁLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 129

La configuración doble efecto haciendo uso de una columna de agotamiento ha sido ineficaz, presentando mayores costes de operación que los obtenidos con destilación en columna simple. Pese a la alta inversión en capital que supone introducir un intercambiador para el precalentamiento de la alimentación, el ahorro en vapor de servicio que conlleva el aprovechamiento del calor residual de la corriente de cola, hace que las alternativas 2 y 5 generen costes comparables a la configuración doble efecto con reparto de la alimentación. En definitiva, la obtención de bioetanol a partir de la fermentación de biomasa lignocelulósica conlleva altos costes de operación en la etapa de deshidratación mediante la tecnología de destilación. Como se comentó anteriormente, el elevado orden de magnitud de dichos costes se debe básicamente al consumo de vapor en el hervidor de la columna primaria, por lo que se proponen las siguientes recomendaciones con el fin de rebajar o evitar dicho consumo:

• Para las rutas híbridas, uso del gas de síntesis como corriente calefactora en el hervidor de la columna de destilación, ya que este gas debe ser enfriado antes de entrar en el fermentador, disponiendo de un calor residual que podría ser aprovechado en la etapa de deshidratación.

• Para rutas biológicas o híbridas, mejoras en los procesos de fermentación que

den lugar a caldos más concentrados, y de esta manera disminuir la carga necesaria en el hervidor de la columna de destilación.

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REFERENCIAS

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ANEXO A

CÁLCULO DE COSTES

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 134

ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES

En este anexo se describe el procedimiento mediante el cual se han obtenido los costes presentados en el Capítulo 4. Metodología. En dicha sección se requería el coste para determinar la configuración óptima de cada alternativa estudiada, entendiendo como óptima la que ofrece el mínimo coste total. El coste total representa la suma de la inversión en capital, relacionada con los equipos, y el coste de operación, asociado al consumo de servicios. En primer lugar, la obtención del total de inversión en capital, CTCI, se realiza mediante una estimación preliminar, la cual se basa en un diseño detallado del proceso. Para aplicar este método, es necesario conocer el tamaño de los equipos así como el material de construcción, de cara a obtener el capital invertido en equipos, que será la base para la estimación del resto de costes asociados a la implantación de un nuevo proyecto. La estimación de la inversión en equipos requiere conocer el coste de compra de los equipos f.o.b. (free on board, libre a bordo), es decir, excluyendo los costes de transporte, por lo que el comprador tiene la responsabilidad de aportar los gastos de envío hasta el sitio donde se va a ubicar la planta. Estos valores se obtienen a partir de de una serie de correlaciones que vienen dadas en función de uno o más factores de tamaño. Por otro lado, para tener en cuenta el coste de instalación de cada unidad, se debe aplicar un factor de corrección para obtener el coste de módulo desnudo, CBM. La totalidad de los costes de los equipos implicados en la planta, CTBM, permite obtener el resto de costes directos e indirectos que conlleva la instalación, ya que, según bibliografía, cada uno de ellos se puede estimar como un porcentaje añadido del coste total de módulo desnudo [20]. Cabe añadir que, para anualizar el capital de inversión, se ha supuesto una vida útil de la planta de 15 años. Por último, para obtener los costes de operación, se debe conocer la cantidad necesaria de cada servicio, a partir de la cual se halla el coste aplicando una serie de correlaciones.

A.1. Costes de inversión

Como se comentó anteriormente, el cálculo del capital inversión implica conocer el coste de los equipos involucrados en cada configuración a estudiar. Los equipos involucrados en las diferentes alternativas han sido: - Columna de destilación - Hervidor - Condensador - Intercambiador previo al tamiz molecular - Intercambiador precalentamiento alimentación - Bomba de impulsión

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 135

Para cada unidad, existe una expresión a aplicar para obtener el coste. Dicha correlación, junto con otros parámetros necesarios, se detallan a continuación para cada uno de ellos.

A.1.1. Costes de equipos

I. Columna

Para el coste de este equipo, se tienen correlaciones diferenciadas para el recipiente a presión, que se correspondería con el cuerpo de la columna, y para el contenido, que en este caso serían platos perforados. Cuerpo de la torre La expresión para el cálculo del coste de fabricación de la columna de destilación es la siguiente:

PLTMf.o.b. CCFC += [A1]

donde MF : factor de corrección del material

TC : coste base del recipiente a presión, $

PLC : coste base de plataformas y escaleras que requiere la columna, $ En dicha expresión se tiene en cuenta que el material de construcción es acero al carbono, además de estar referido al año 2000, en el que el CEPCI era de 394. El CEPCI (de las siglas en inglés, Chemical Engineering Plant Cost Index, Índice de Coste de Plantas de Ingeniería Química) es un índice de coste usado para ajustar el efecto de la inflación, por ello es necesario actualizar el valor obtenido en el cálculo al año en cuestión, como se verá más adelante. A su vez, TC y PLC , vienen correlacionados en función de parámetros de tamaño del equipo. CT incluye el coste de las boquillas para la entrada y salida de corrientes, así como bocas para el acceso al equipo para el mantenimiento del mismo. La correlación para su cálculo viene dada por:

( )[ ] ( )[ ]{ }2ln02297,0ln18255,00374,7exp WWCT ++= [A2] donde W: peso de la carcasa de la columna, lb. Esta expresión es válida para un rango de peso de 9.000 a 2.500.000 lb. Por otro lado, la expresión para obtener CPL es la siguiente:

( ) ( ) 80161,063316,01,237 LDC iPL = [A3]

donde Di: diámetro interno de la torre, ft L: longitud de la columna, ft

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 136

El rango de validez para diámetro y longitud, es de 3 a 24 ft y 27 a 170 ft, respectivamente. Este coste se calcula directamente al sustituir los valores obtenidos tanto en las simulaciones como en el diseño de la torre. Una vez presentadas las correlaciones a usar, se pasa al cálculo del factor de tamaño para el cuerpo de la columna. La cantidad de acero necesaria para construir la columna, se calcula por medio de la siguiente fórmula:

( ) ( ) ρπ ×××+×+×= tDLtDW ii 8,0 [A4]

donde Di: diámetro interno de la torre, ft t: espesor de pared de la carcasa, ft L: longitud de la columna, ft

ρ: densidad del acero, 3ft

lb

A su vez, el espesor de pared viene dado por:

d

id

PES

DPt

×−×××=

2,12 [A5]

donde Pd: presión de operación, psig Di: diámetro interno, in S: máximo esfuerzo admisible, psi E: eficacia de soldadura Los valores de S vienen tabulados en función de la temperatura de diseño, como se muestra en la tabla A1. Como temperatura de diseño se recomienda tomar la temperatura de operación más 50 ºF. Se elige como temperatura de operación la más desfavorable para optimizar el diseño, siendo ésta la temperatura de la corriente de cola, por ser la máxima que se da en el sistema.

T (ºF) S (psi)

-20 a 650 15.000 700 15.000 750 15.000 800 14.750 850 14.200 900 13.100

Tabla A 1. Máximo esfuerzo admisible en columnas

Por último, según bibliografía, como valor más desfavorable para la eficiencia de soldadura se tomará un valor de 0,85. Con todos los parámetros anteriores, y según la ecuación [A5], se obtiene un espesor de pared para cada columna según el diámetro resultante de la simulación. Para evitar que el espesor calculado sea pequeño, se tiene un mínimo a cumplir, requerido para la rigidez de la columna, que va en función del diámetro de la torre. En la tabla A2 se muestra tal relación.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 137

Di (ft) tmin (in) <4 1/4 4-6 5/16 6-8 3/8 8-10 7/16 10-12 1/2

Tabla A 2. Espesor mínimo de pared en función del diámetro de la columna

Por otro lado, en la ecuación [A5] no se tiene en cuenta el efecto del viento o

movimientos de tierra, por lo que se debe evaluar el término ( )

d

i

P

DL 2

. Si dicho término

está entre 1,34 y 10, el valor final para el espesor de pared debe ser calculado a través de la siguiente ecuación:

( )

+=′

d

i

P

DLEtt

2

22,075,0 [A6]

Donde t es el espesor de pared obtenido por la ecuación [A5] o, en su caso, el tmin obtenido según la tabla A2. Hallado el espesor de pared, sólo queda definir la densidad del acero usado para calcular el peso necesario del mismo por medio de la expresión [A4]. Como se comentó en el Capítulo 4. Metodología, el material usado en la construcción de los equipos va a ser

acero inoxidable, para el cual, según bibliografía, se tiene una densidad de 3

4,499ft

lb.

Obtenida la masa de material necesaria, se obtiene el coste de fabricación de la columna por medio de la correlación [A2]. Por último, para el cálculo del coste total de fabricación del cuerpo de la torre junto con los accesorios, se debe evaluar el factor del material que, en este caso, al ser acero inoxidable 304, toma el valor de 1,7. Se concluye el cálculo de este coste aplicando la expresión [A1]. El valor obtenido hasta ahora se corresponde con el precio de venta del fabricante. Para completar este resultado, Guthrie propone aplicar un factor que engloba los costes de la instalación del equipo en la planta, denominado Bare-module Factor (factor de módulo desnudo). Este factor se calcula teniendo en cuenta la fracción de coste de fabricación que conlleva cada gasto del proceso de instalación, tanto costes directos como la mano de obra, como costes indirectos como el envío de mercancía al lugar en cuestión. Aplicando este concepto se obtiene lo que se denomina coste desnudo, CBM, que sería proporcional al coste de fabricación como muestra la siguiente relación:

... bofBMBM CFC = [A7]

En el caso de recipientes verticales a presión, que es el equipo equivalente a la torre de destilación según la bibliografía consultada, dicho factor vale 4,16.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 138

Platos El coste de fabricación e instalación para los platos de la torre de destilación viene dado por:

BTTMTTNTTbof CFFFNC ××××=... [A8]

donde NT: número de platos FNT: factor del número de platos FTT: factor del tipo de plato FTM: factor del material CBT: coste base para platos, $ El factor del número de platos vale la unidad para una cantidad de los mismos mayor a 20. Sin embargo, para un menor número de platos instalados, este valor debe calcularse por medio de la siguiente expresión:

TNNTF0414,1

25,2= [A9]

Por otro lado, para el tipo de plato elegido, siendo éste perforado en todos los casos, el factor correspondiente vale la unidad. En cuanto al factor del material, éste viene dado en función del diámetro del equipo a través de la siguiente ecuación:

iTM DF 0577,0189,1 += [A10]

De igual modo, el coste base de los platos depende del diámetro de la torre por medio de la siguiente relación:

( )iBT DC 1739,0exp369= [A11]

Esta expresión es válida para diámetros comprendidos entre 2 y 16 ft. Cabe añadir que el coste que se obtenga a partir de la expresión [A8] debe ser actualizado, ya que el coste base está referido al año 2000 con un CEPCI de 394. Además, este valor coincide con el coste desnudo para los platos, ya que en el cálculo del coste de fabricación se incluye la instalación de éstos en la torre.

II. Hervidor La correlación que proporciona el coste base para el hervidor tipo Kettle viene dada en función del área de transferencia, como muestra la siguiente expresión:

( )[ ] ( )[ ]{ }2ln09005,0ln8709,0967,11exp AACB +−= [A12]

Esta expresión tiene validez para valores de área comprendidos entre 150 y 12.000 ft2.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 139

Por otro lado, el coste de fabricación presenta la siguiente relación con el coste base:

BLMPbof CFFFC =... [A13]

donde FP: factor de presión FM: factor del material FL: factor de longitud de tubos Por un lado, el factor de presión depende de la presión del lado de la carcasa, siendo en este caso la correspondiente a la corriente de cola que coincide con la presión de operación del equipo. Este valor, expresado en psig, debe sustituirse en la siguiente ecuación:

2

1000017,0

100018,09803,0

+

+= PPFP [A14]

Sin embargo, se debe tener en cuenta que el rango de presiones aplicable es de 100 a 2.000 psig, por lo que en los casos que la presión de operación queda fuera de las condiciones de aplicación, este factor resulta valer la unidad. Por otro lado, el factor del material depende del área de transferencia, así como de la combinación elegida para los materiales de construcción de carcasa y tubos a través de la fórmula dada a continuación:

b

M

AaF

+=100

[A15]

Donde a y b toman un valor en concreto según el material de construcción. En todos los casos estudiados, al ser carcasa y tubos de acero inoxidable, las constantes son 2,70 y 0,07, respectivamente. Por último, es necesario definir la longitud de los tubos, para la cual se toma el valor típico de 16 ft, según bibliografía [20]. Para esta longitud de tubos, se tiene que el correspondiente factor vale 1,05. Con todos los parámetros necesarios para el cálculo del coste de fabricación, basta definir el factor de módulo desnudo para obtener el coste desnudo del hervidor. El factor para intercambiadores de carcasa y tubos a tener en cuenta para aplicar la ecuación [A7], toma el valor de 3,17.

III. Condensador El tipo de condensador seleccionado en todas las configuraciones será de carcasa y tubo, ya que al exceder el área de transferencia de 200 ft2, es inviable instalar un intercambiador de doble tubo. Dentro de esta categoría, por cuestión de mantenimiento, se elige con cabezal flotante, para el cual se tiene la siguiente correlación para el cálculo del coste base a partir de la superficie necesaria:

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 140

( )[ ] ( )[ ]{ }2ln09005,0ln8709,0667,11exp AACB +−= [A16]

El coste de fabricación y los factores involucrados en el cálculo del mismo, se corresponden con los obtenidos en el caso del hervidor, tanto en ecuaciones usadas como en valores determinados. De igual modo, el factor correspondiente para obtener el coste desnudo coincide con el equipo anterior, siendo éste 3,17.

IV. Intercambiador previo al tamiz molecular Exceptuando los casos que se concretan en el apartado 4.4.3. Costes del sistema doble efecto con reparto de la alimentación, debido al orden de magnitud del área de transferencia obtenida en el diseño de este equipo, se toma intercambiador de doble tubo, cumpliendo de esta manera el rango de aplicación para la correlación del coste base, siendo éste de 2 a 200 ft2. El cálculo del mismo se realiza de acuerdo a la siguiente ecuación:

( )[ ]{ }ACB ln16,01248,7exp += [A17] Sin embargo, este coste base debe ser corregido, ya que está referido a acero al carbono como material de construcción y a una presión de operación de 600 psig. De esta manera, al igual que en los casos anteriores, se tiene la siguiente expresión para hallar el coste de fabricación:

BMPbof CFFC =... [A18]

Del mismo modo, para obtener el factor de presión, se debe obtener el valor de la presión de la carcasa en psig, unidades de presión relativa. Al ser ésta menor de 600 psig, el factor correspondiente toma como valor la unidad sin excepción. Por otro lado, el factor de material es 3,0 por ser ambos tubos de acero inoxidable. Para terminar, el factor de módulo desnudo usado en la ecuación [A7] para este equipo vale, 1,80.

V. Intercambiador precalentamiento alimentación Aunque en el diseño de este equipo ya se presentó el tipo de intercambiador a usar al evaluar el factor FT, no hubiera sido correcto elegir un intercambiador de doble tubo por el exceso de superficie requerida, mayor de 200 ft2. Por estas razones, el tipo de intercambiador a usar será de carcasa y tubo con cabezal flotante, debiéndose usar la expresión [A16] para hallar el coste, coincidiendo con la del condensador. Cabe añadir que, en función de la configuración asignada por el factor FT, el valor del área a introducir en dicha correlación, estará dividido por el número de carcasas que se dispongan, ya que esta expresión proporciona el coste unitario. Para obtener el coste real, el resultado debe multiplicarse por el número de carcasas que se tengan.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 141

Para hallar el factor de presión se tiene en cuenta la presión del lado de la carcasa, siendo la correspondiente a la corriente de cola, por ser el fluido limpio y de menor valor económico [20]. Dicho factor resulta la unidad en los casos que la presión de la carcasa sea menor de 100 psig, ya que no es aplicable la ecuación [A14]. El factor del material es el resultado de aplicar la fórmula [A15] para carcasa y tubo construidos de acero inoxidable. Por otro lado, se toma como longitud típica de tubo 16 ft, correspondiéndole un factor de longitud de 1,05. Obtenido el coste de fabricación, para tener en cuenta la instalación en la expresión [A7] se tiene como factor de módulo desnudo 3,17, valor dado para intercambiadores de carcasa y tubo independientemente de la función realizada.

VI. Bomba En primer lugar, se debe identificar el tipo de bomba a usar para esta aplicación. Según bibliografía, es la bomba tipo centrífuga la primera a considerar según los siguientes aspectos:

a. Flujo volumétrico a impulsar comprendido entre 10 y 5.000 gpm. b. Altura desarrollada de 50 a 3.200 ft. c. Viscosidad cinemática del fluido menor de 0,0001 centistokes. d. NPSH disponible mayor de 5 ft.

Quedando todos los parámetros a evaluar dentro del rango, la bomba a instalar en los sistemas a estudiar es de tipo centrífuga. Para determinar el coste de este equipo, se hace distinción entre el cuerpo de la bomba y el motor eléctrico, teniendo para cada parte la correlación adecuada. Cuerpo de la bomba El coste de fabricación para esta parte de la bomba viene dado por:

BMTbof CFFC =... [A19]

donde FT: factor según el tipo de bomba usado FM: factor del material CB: coste base para el cuerpo de la bomba centrífuga, $ El coste base se relaciona con el factor de tamaño a través de la siguiente expresión:

( )[ ] ( )[ ]{ }2ln0519,0ln6019,02951,9exp SSCB +−= [A20] Cabe comentar que el coste base está referenciado para una bomba de una sola etapa, de carcasa verticalmente dividida (VSC), construida de hierro fundido y que opera a 3.600 rpm, además de estar referido al año 2000. Valores que deberán ser corregidos con los factores dados anteriormente, junto con el CEPCI actual.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 142

A su vez, el factor de tamaño toma la siguiente forma:

( ) 5,0HQS = [A21] donde Q: flujo volumétrico a impulsar, gpm H: altura desarrollada por la bomba, ft Los parámetros de los que depende el factor de tamaño han sido obtenidos directamente de las simulaciones, con lo que el coste base queda resuelto sustituyendo en la correlación correspondiente. Por otro lado, el factor FT viene tabulado en función del tipo de bomba y las condiciones de operación del sistema, tal y como muestra la tabla A3. En primer lugar, se debe identificar el número de etapas de la bomba, o lo que es lo mismo, el número de rodetes dispuestos en serie que, por lo general, tomará como valor la unidad por darse presiones bajas de descarga. A continuación, se define la orientación de la bomba, optando en la mayoría de los casos por carcasa verticalmente dividida (VSC), ya que aguanta mejor los efectos de dilatación debido al cambio de temperatura.

Nº de etapas

Velocidad del eje, rpm

División de la carcasa

Rango de caudal, gpm

Rango de altura, ft

Potencia máxima, Hp

FT

1 3.600 VSC 50-900 50-400 75 1,00 1 1.800 VSC 50-3.500 50-200 200 1,50 1 3.600 HSC 100-1.500 100-450 150 1,70 1 1.800 HSC 250-5.000 50-500 250 2,00 2 3.600 HSC 50-1.100 300-1.100 250 2,70

+2 3.600 HSC 100-1.500 650-3.200 1.450 8,90

Tabla A 3. Factor FT según el tipo de bomba

Con los factores tipo constructivo definidos, y atendiendo a las condiciones de operación, queda especificada la velocidad de giro del eje y con ello el factor FT. Para finalizar, teniendo en cuenta que el material de construcción va a ser acero inoxidable, FM equivale a 2,00. Motor eléctrico La expresión para obtener el coste de fabricación del motor eléctrico, viene dada por:

BTbof CFC =... [A22]

donde FT: factor según el tipo de motor usado CB: coste base para el motor eléctrico, $ En primer lugar, el coste base para el motor eléctrico viene dado por la siguiente ecuación:

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 143

( )[ ] ( )[ ]( )[ ] ( )[ ] }4

C3

C

2CCB

Pln0,0035549Pln0,028628

Pln0,053255Pln0,1314exp{5,4866C

−+

++= [A23]

donde PC: potencia consumida por el motor, Hp Cabe añadir que este coste está referido al año 2000 y es válido para potencias comprendidas entre 1 y 700 Hp. Para hallar la potencia consumida por el motor, se tiene la expresión [A24], que relaciona la misma con la potencia al freno de la bomba, dato obtenido en Aspen. La potencia al freno (brake horsepower, bhp) se define como la potencia desarrollada por un motor medida por la fuerza aplicada a un freno o por un dinamómetro de absorción aplicado sobre el eje.

M

BC

PP

η= [A24]

donde ηM: eficiencia fraccional del motor A su vez, la eficiencia del motor se relaciona con la potencia al freno de la bomba por medio de la siguiente ecuación:

( )[ ] ( )[ ]2ln00182,0ln0319,080,0 BBM PP −+=η [A25] siendo válida para valores de potencia de 1 a 1.500 Hp. Por último, para determinar el factor constructivo del motor según la tabla A4, se debe elegir el tipo de cerramiento. Optando en todos los casos estudiados por el tipo totalmente cerrado, refrigerado con ventilador, se obtiene el factor FT según la velocidad de giro del eje seleccionada anteriormente.

Tipo de cerramiento del motor Velocidad del eje, rpm FT Abierto, con tubo para condensado 3.600 1,0 Totalmente cerrado, refrigerado por aire 3.600 1,4 A prueba de explosiones 3.600 1,8 Abierto, con tubo para condensado 1.800 0,9 Totalmente cerrado, refrigerado por aire 1.800 1,3 A prueba de explosiones 1.800 1,7

Tabla A 4. Facto FT según el tipo de motor de la bomba

Definidas ambas partes, el coste de fabricación para la bomba será la suma del cuerpo y el motor. Al igual que el resto de equipos descritos, se debe tener en cuenta el coste de instalación, para el cual se tiene un factor de módulo desnudo de 3,30 para bombas y ventiladores a aplicar en la expresión [A7].

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 144

Descrito el procedimiento de cálculo de la inversión en capital relacionada con los equipos, se pasa a la actualización de los resultados obtenidos, ya que las correlaciones usadas vienen referenciadas al año 2000.

• Corrección de los costes de inversión por inflación Los costes de inversión de los equipos involucrados en cada configuración se deben actualizar al año en cuestión. Sin embargo, el valor más actual encontrado en bibliografía para el CEPCI ha sido para Enero de 2012, resultando ser de 593,1 [22]. La actualización del coste en base a la inflación se realiza a través de la siguiente expresión:

=

referencia

actualiaBMreferencactual BM CEPCI

CEPCICC [A26]

Cabe recordar que el coste base de los equipos está referido para el año 2000, donde el CEPCI era de 394. El resultado obtenido hasta ahora hace referencia al coste de fabricación e instalación del equipo. Este importe incluye costes directos como la compra del equipo o la mano de obra, y costes indirectos correspondientes al envío de mercancías o seguros de los trabajadores. Para obtener el coste total de inversión de una planta, se deben tener en cuenta otros costes directos e indirectos que se deducen a partir de la inversión en equipos.

A.1.2. Otros costes de inversión

Obtenido el sumatorio de los costes desnudos de inversión de los equipos, CTBM, se estiman el resto de costes involucrados en la implantación de un proyecto para hallar el coste total de inversión. En primer lugar, se tiene el coste de preparación y acondicionamiento del terreno, Csite, el cual incluye levantamientos topográficos, extracción de agua y drenaje, desbroce del terreno, excavación, cercado, así como la construcción de carreteras y acerado, o líneas de alcantarillado e instalaciones de protección contra incendios. Suponiendo que la etapa de deshidratación del etanol va a ser integrada en un complejo ya existente, este coste equivale al 5% del CTBM para instalaciones que son añadidas. La suma del total del coste desnudo y el acondicionamiento del terreno, proporciona el total de inversión directa, CDPI. Por otro lado, es necesario añadir un 18% del total de inversión directa destinado a contingencias, Ccont. Este porcentaje cubre improvistos que pudieran surgir durante la construcción de la planta. Al sumar a este coste el total de inversión directa, se obtiene el capital depreciable, CTDC. Cabe recordar que la depreciación es la reducción del valor de un activo debido a su uso, por este motivo el capital depreciable hace referencia al gasto que produce la utilización de un activo. Queda excluido de este concepto el coste del terreno, Cland, ya que se considera que este activo no se desgasta por su uso. Para la estimación de este coste, se considera un 2% del capital depreciable.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 145

Para obtener el total de costes fijos de inversión, CTPI, hay que añadir al capital depreciable y al terreno el coste de cánones, Croyal, y el coste que conlleva la puesta en marcha de la planta, Cstartup, considerando el 2 y el 10% del capital depreciable, respectivamente. Para finalizar, se debe tener en cuenta que hay parte del capital que está destinado a recursos imprescindibles en la operación de la planta. Se trata de fondos necesarios para la compra de materias primas o para llevar a cabo cualquier liquidez, por lo que ha de estar siempre disponible. Esta parte de la inversión se denomina capital circulante, CWC, y se estima que su valor es un 15% del total de capital de inversión, CTCI. Especificado el capital circulante, la cantidad total a invertir se puede definir como:

85,0

05,118,114,1 TBMTCI

CC

×××= [A27]

Por último, a modo de resumen, se presenta la tabla A5 donde se recogen todos los parámetros definidos anteriormente, así como la relación que guardan entre ellos.

Total coste desnudo de inversión CTBM Preparación terreno Csite 0,05×CTBM Total inversión directa CDPI Contingencias Ccont 0,18×CDPI Total capital depreciable CTDC Terreno Cland 0,02×CTDC Cánones Croyal 0,02×CTDC Puesta en marcha Cstartup 0,10×CTDC Total costes fijos de inversión CTPI Capital circulante CWC 0,15×CTCI Total capital de inversión CTCI

Tabla A 5. Costes incluidos en el total de capital de inversión

Obtenido el total del capital de inversión, debe ser anualizado de cara al análisis comparativo de costes. El coste anual de inversión (A) se calcula a partir de la siguiente expresión, que tiene en cuenta el coste temporal del capital de la empresa que realiza la inversión:

1)1(

)1(

−++=

n

n

TCI i

iiCA [A28]

donde CTCI: total del capital de inversión, $ i: coste de oportunidad del capital, º/1 n: vida de la planta Con la expresión anterior, se obtienen los resultados presentados en el Capítulo 4. Metodología para el capital de inversión, donde se ha supuesto un coste de oportunidad del capital del 15% y una vida de la planta de 15 años.

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 146

A.2. Costes de operación

Los servicios involucrados en los costes de operación son: - Vapor, usado tanto en el hervidor de las columnas como en los intercambiadores

previos al tamiz molecular - Agua de refrigeración del condensador - Electricidad en las bombas Como se describe a continuación, tanto para el vapor como para el agua de refrigeración, es necesario calcular la cantidad necesaria para cubrir el servicio, ya que para la bomba, el consumo eléctrico es un dato aportado en las simulaciones.

I. Vapor La expresión que permite obtener el coste del vapor, así como el de todos los servicios en general, es la siguiente [23]:

( ) ( )fSuS CbCEPCIaC ,, += [A29]

donde a y b: coeficientes que dependen del servicio CEPCI: Chemical Engineering Plant Cost Index

CS,f: precio del combustible usado para obtener dicho servicio, GJ$

En primer lugar, a y b se obtienen a partir de las siguientes expresiones para vapor obtenido en unas instalaciones ya implantadas:

9,05107,2 −− ××= ma & [A30] 05,00034,0 pb ×= [A31]

donde

m& : flujo másico de vapor necesario, skg

p : presión del vapor de servicio, barg Cabe añadir, que el rango de validez para aplicar las expresiones anteriores es de 0,06 a

40 skg para el flujo, y de 1 a 46 barg para la presión.

Por un lado, se necesita conocer la cantidad de vapor necesaria en los equipos que requieren dicha servicio. Para hallar tal cantidad, se tiene el calor a aportar en cada unidad obtenido en las simulaciones realizadas. La relación entre el calor aportado y el flujo necesario de vapor, viene dada por la siguiente expresión:

hfgmQ ×= & [A32] donde Q: calor aportado por el equipo, kW

m& : flujo másico de vapor necesario, skg

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 147

hfg : entalpía de vaporización del, kgKJ

Para obtener la entalpía de vaporización del vapor, se hace uso de las tablas termodinámicas del agua. En ambos equipos, la corriente de vapor sufre el cambio de estado de vapor saturado a líquido saturado, por lo que se debe buscar la entalpía de vaporización a la presión especifica. Por otro lado, para el cálculo del coeficiente b, se requiere la presión en unidades de barg, para lo cual se debe restar la presión atmosférica a la presión del vapor usado. Obtenidos los coeficientes necesarios, y ya que el valor del CEPCI coincide con el dado para el coste de los equipos, queda definir el valor del precio del combustible usado. Para este parámetro se ha elegido gas natural como combustible, teniendo un precio de

0,0361 kWh€ , que equivale a 13,14 GJ

$ [24].

Sustituyendo todos los parámetros en la expresión [A29], se obtiene el coste del servicio

en kg$ .

II. Agua de refrigeración

La constante a a introducir en la correlación [A29], se obtiene a partir de la siguiente expresión para el agua de refrigeración:

15100,30001,0 −− ××+= qa [A33] donde

q: flujo volumétrico de agua, sm3

El caudal de agua debe estar entre 0,01 y 10 sm3

para usar la ecuación [A33].

En este caso, el valor de b es constante para todos los casos e igual a 0,003.

Para el cálculo del caudal de agua necesario, se tiene la relación dada en [A34], ya que el calor a retirar por el condensador es un dato obtenido en las simulaciones realizadas.

TcmQ p ∆××= & [A34]

donde Q: calor retirado por el equipo, kW

m& : flujo másico de agua, skg

cp: calor específico del agua, CkgKJ

º

∆T: incremento de temperatura del agua de servicio

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ANEXO A. CÁLCULO DE COSTES 148

Por un lado, para las condiciones de esta corriente, el valor dado en las tablas de

termodinámica para el calor específico es 4,18 kgCKJ . Por otro lado, como se

comentó en el diseño del condensador, el agua sufre un incremento de temperatura de 17 ºC, de tal manera que se tienen todos los parámetros necesarios para obtener el coste

de este servicio en 3$

m, suponiendo la densidad del agua como 1.0003m

kg .

III. Electricidad

La expresión que permite obtener el coste de consumo eléctrico, nuevamente se corresponde con la correlación [A29]. Sin embargo, en este caso, los coeficientes a y b son constantes de valor 4103,1 −× y 0,01, respectivamente.

Teniendo el precio del gas natural, se obtiene el coste de electricidad en kWh$ .

Hallados los costes específicos de los servicios, es necesario anualizarlos para el análisis económico. A partir de los flujos másico y volumétrico, para vapor y agua de refrigeración, respectivamente, y el consumo eléctrico de la bomba, suponiendo 340 días de operación al año, se obtiene el valor del coste de los servicios anualizado. Finalmente, la curva de costes totales, representada para cada alternativa en el Capítulo 4. Metodología, se obtiene sumando el capital total de inversión y los costes de operación, ambos anualizados.