Esquema tecnológico integral de la producción de bioetanol carburante
Autor: Montoya Rodríguez, María Isabel
Asesor: Cardona Alzate, Carlos Ariel (Thesis advisor)
Fecha: 2005-01
Programa: Bogotá - Medicina -Fisioterapia
Facultad: Facultad de Medicina

Resumen: En el presente trabajo se evaluaron económica y ambientalmente dos esquemas de proceso para la obtención de etanol carburante a partir de maíz y caña de azúcar, en él se hizo la revisión de las tecnologías existentes para la transformación de estos materiales, se seleccionó el mejor esquema de proceso para cada una de ellas, se simuló el esquema seleccionado en Aspen Plus y se hizo su respectivo análisis económico con el uso del Aspen Icarus Process Evaluator y un análisis ambiental utilizando el algoritmo de reducción de residuos (WAR). Finalmente se realizó la integración de estas dos evaluaciones, obteniéndose un indicador integral de cada proceso mediante la evaluación AHP (Analytical Hyerarchy Process); del cual se obtuvo que para las condiciones de Colombia, y particularmente del Eje Cafetero, la mejor opción de materia prima para la producción de etanol carburante es la caña de azúcar. Este resultado se ve influenciado principalmente por el costo de producción de la misma. / Abstract: In the present work two schemes for the production of fuel ethanol from sugar cane and maize were evaluated. An exhausting revision of the existing technologies for the transformation of these materials was made, allowing the selection of the best scheme of process for each raw material. The selected configuration was simulated using Aspen Plus. Economic and environmental analyses were performed using the Aspen Icarus Process Evaluator and the Waste Algorithm Reduction (WAR), respectively. Finally the integration of these two evaluations was made using the Analytical Hyerarchy Process, obtaining an integral indicator for each process. For Colombia, and especially for the Eje Cafetero, it was found that the best option of raw material for fuel ethanol production is the sugar cane. This result is mainly influenced by the production cost of the raw material.

ESQUEMA TECNOLÓGICO INTEGRAL DE LA PRODUCCIÓN DE BIOETANOL
CARBURANTE
María Isabel Montoya Rodríguez
Julián Andrés Quintero Suárez
UNIVERSIDAD NACIONAL DE COLOMBIA SEDE MANIZALES
FACULTAD DE INGENIERÍA Y ARQUITECTURA
INGENIERÍA QUÍMICA
MANIZALES
ENERO DE 2005ESQUEMA TECNOLÓGICO INTEGRAL DE LA PRODUCCIÓN DE BIOETANOL
CARBURANTE
Trabajo de Grado en la modalidad
Participación en Proyecto de Investigación
María Isabel Montoya Rodríguez Cod. 399038
mariaisa1682@yahoo.com
Julián Andrés Quintero Suárez Cod. 399563
july9957@yahoo.com
Línea de Profundización: Procesos Químicos
Catalíticos y Biotecnológicos
Director:
Carlos Ariel Cardona
Ingeniero Químico M.Sc., Ph.D.
Asesor:
Oscar Julián Sánchez Toro
Ingeniero Químico M.Sc.
UNIVERSIDAD NACIONAL DE COLOMBIA SEDE MANIZALES
FACULTAD DE INGENIERÍA Y ARQUITECTURA
INGENIERÍA QUÍMICA
MANIZALES
ENERO DE 2005RESUMEN
En el presente trabajo se evaluaron económica y ambientalmente dos esquemas
de proceso para la obtención de etanol carburante a partir de maíz y caña de
azúcar, en él se hizo la revisión de las tecnologías existentes para la
transformación de estos materiales, se seleccionó el mejor esquema de proceso
para cada una de ellas, se simuló el esquema seleccionado en Aspen Plus y se
hizo su respectivo análisis económico con el uso del Aspen Icarus Process
Evaluator y un análisis ambiental utilizando el algoritmo de reducción de residuos
(WAR). Finalmente se realizó la integración de estas dos evaluaciones,
obteniéndose un indicador integral de cada proceso mediante la evaluación AHP
(Analytical Hyerarchy Process); del cual se obtuvo que para las condiciones de
Colombia, y particularmente del Eje Cafetero, la mejor opción de materia prima
para la producción de etanol carburante es la caña de azúcar. Este resultado se ve
influenciado principalmente por el costo de producción de la misma.TABLA DE CONTENIDO
Pág.
1. INTRODUCCIÓN 1
2. OBJETIVOS 2
2.1 OBJETIVO GENERAL 2
2.2 OBJETIVOS ESPECIFICOS 2
3. MARCO TEÓRICO 3
3.1 MATERIAS PRIMAS 3
3.1.1 CAÑA DE AZÚCAR 3
3.1.1.1 Condiciones agroecológicas para el cultivo de caña 3
3.1.1.2 Almacenamiento y estabilidad 3
3.1.1.3 Composición de la caña y del jugo de caña 4
3.1.1.4 Rendimientos 4
3.1.1.5 Costo de producción agroindustrial de la caña
de azúcar 5
3.1.2 MAIZ 5
3.1.2.1 Condiciones agroecológicas para el cultivo
de maíz 6
3.1.2.2 Recolección y almacenamiento 6
3.1.2.3 Composición del grano 6
3.1.2.4 Rendimientos 6
3.1.2.5 Costo de producción agroindustrial del maíz 7
3.2 EL ETANOL COMO CARBURANTE 8
3.2.1 VENTAJAS Y DESVENTAJAS DEL USO DE ETANOL
COMO CARBURANTE 8
3.2.2 ANTECEDENTES DEL ETANOL CARBURANTE EN
COLOMBIA 9
3.3 TECNOLOGÍAS PARA LA PRODUCCIÓN DE ETANOL 10
3.3.1 PRETRATAMIENTO 10
3.3.1.1 Material con alto contenido de azúcares 10
3.3.1.2 Material lignocelulósico 11
3.3.1.2.1 Hidrólisis ácida concentrada 11
3.3.1.2.2 Hidrólisis ácida diluida 12
3.3.1.2.3 Hidrólisis enzimática 12
3.3.1.3 Material amiláceo 14
3.3.1.3.1 Molienda 14
3.3.1.3.2 Hidrólisis 15
3.3.2 FERMENTACION 17
3.3.2.1 Microorganismos utilizados en la fermentación 17
3.3.2.2 Inhibidores de la fermentación 18
3.3.3 SEPARACIÓN 19
3.3.3.1 Destilación azeotrópica 19
3.3.3.2 Destilación extractiva 20Pág.
3.3.3.3 Tamices moleculares 21
3.3.3.4 Sistema de destilación-pervaporación 22
3.3.3.5 Extracción con fluidos supercríticos 23
3.3.3.6 Destilación a vacío 24
3.3.4 TRATAMIENTO Y APROVECHAMIENTO DE RESIDUOS 25
3.3.4.1 Tipo de residuos del proceso a partir de caña 25
3.3.4.1.1 Residuos sólidos 25
3.3.4.1.2 Residuos gaseosos 25
3.3.4.1.3 Residuos líquidos 26
3.3.4.2 Tipo de residuos del proceso a partir de maíz 26
3.3.4.2.1 Molienda en húmedo 26
3.3.4.2.2 Molienda en seco 27
3.3.4.3 Tratamiento de agua residual 27
3.3.4.4 Aplicación directa en el suelo 30
3.3.4.5 Concentración e incineración de las vinazas 30
3.3.4.6 Bio-concentración (recirculación) e incineración
de vinazas 30
3.4 ANÁLISIS ECONÓMICO 32
3.4.1 DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO Y BALANCES
DE MATERIA Y ENERGÍA 32
3.4.2 COSTOS DE CAPITAL 33
3.4.2.1 Costos de Compra 33
3.4.2.2 Costos de Instalación 33
3.4.3 COSTOS DE OPERACIÓN 34
3.4.4 CAPITAL DE TRABAJO 34
3.4.5 INVERSIÓN TOTAL DE CAPITAL 34
3.4.6 INDICADORES DE FACTIBILIDAD 34
3.5 ANALISIS AMBIENTAL 35
3.5.1 IMPACTO AMBIENTAL EN EL DISEÑO DE PROCESOS 35
3.5.1.1Sistemas de evaluación de impacto ambiental 38
3.5.2 ALGORITMO DE REDUCCIÓN DE RESIDUOS (WAR) 40
3.5.2.1 Ecuación de conservación 41
3.5.2.2 Índices de impacto ambiental 44
3.5.2.3 Impacto ambiental químico 46
4. METODOLOGÍA UTILIZADA 49
4.1 ANÁLISIS DE LOS ESQUEMAS ACTUALES PARA LA
PRODUCCIÓN DE ETANOL CARBURANTE
4.1.1 REVISIÓN BIBLIOGRÁFICA 49
4.1.2 COMPARACIÓN CUALITATIVA DE LAS TECNOLOGÍAS
PARA LA PRODUCCIÓN DE ETANOL 49
4.2 ELECCIÓN DEL ESQUEMA TECNOLÓGICO MÁS ADECUADO
PARA CADA MATERIA PRIMA: MAÍZ Y JUGO DE CAÑA DE
AZÚCAR
4.2.1 SELECCIÓN DEL ESQUEMA GENERAL DE PROCESO 51Pág.
4.2.2 EVALUACIÓN DE LAS MATERIAS PRIMAS 51
4.3 DETALLAMIENTO DE CADA UNA DE LAS ETAPAS PARA LOS
DOS ESQUEMAS DE PROCESO 51
4.4 SIMULACIÓN EN UN SOFTWARE COMERCIAL DE CADA
PROCESO DE ACUERDO A LAS CONDICIONES HALLADAS 52
4.5 EVALUACIÓN AMBIENTAL Y ECONÓMICA CONJUNTA DE
CADA PROCESO 54
4.5.1 EVALUACIÓN ECONÓMICA 54
4.5.1.1 Determinación de los costos de capital 54
4.5.1.2 Determinación de los costos de operación 54
4.5.1.3 Costos de producción 55
4.5.1.4 Determinación del valor presente neto y la tasa
interna de retorno 55
4.5.2 EVALUACIÓN AMBIENTAL 55
4.6 ELECCIÓN DEL MEJOR DIAGRAMA DE PROCESO PARA
LA PRODUCCIÓN DE ETANOL CARBURANTE 58
5. ANÁLISIS DE RESULTADOS 60
5.1 ANÁLISIS DE LOS ESQUEMAS ACTUALES PARA LA
PRODUCCIÓN DE ETANOL 60
5.1.1 VENTAJAS Y DESVENTAJAS DE LAS TECNOLOGÍAS 60
5.1.1.1 Pretratamiento 60
5.1.1.2 Fermentación 62
5.1.1.3 Separación y deshidratación 63
5.1.1.4 Tratamiento de efluentes líquidos 65
5.1.2 COMPARACIÓN CUALITATIVA 66
5.1.2.1 Pretratamiento 66
5.1.2.2 Hidrólisis 67
5.1.2.3 Fermentación 67
5.1.2.4 Separación y deshidratación 68
5.1.2.5 Tratamiento de efluentes líquidos 69
5.2 ELECCIÓN DEL ESQUEMA DE PROCESO MÁS ADECUADO
PARA CADA MATERIA PRIMA: MAÍZ Y JUGO DE CAÑA DE
AZÚCAR 71
5.2.1 SELECCIÓN DEL ESQUEMA DE PROCESO 71
5.2.2 EVALUACIÓN DE LAS MATERIAS PRIMAS 75
5.3 ESPECIFICACIONES DE LOS PROCESOS PARA LA OBTENCION
DE ETANOL A PARTIR DE CAÑA Y MAIZ 76
5.3.1 Materia prima requerida 76
5.3.2 Especificaciones y condiciones de operación para la
producción de etanol a partir de caña de azúcar 76
5.3.3 Especificaciones y condiciones de operación para la
producción de etanol a partir de maíz 80
5.4 SIMULACIÓN DE LOS PROCESOS DE OBTENCIÓN DE ETANOL
A PARTIR DE CAÑA DE AZUCAR Y MAÍZ 85Pág.
5.4.1 Simulación del proceso de obtención de etanol a partir de
caña de azúcar 85
5.4.2 Simulación del proceso de obtención de etanol a partir de
maíz 89
5.4.3 Requerimientos energéticos 93
5.4.4 Parámetros para el dimensionamiento de equipos 95
5.5 EVALUACIÓN AMBIENTAL Y ECONÓMICA DE CADA PROCESO 96
5.5.1 EVALUACIÓN ECONÓMICA 96
5.5.1.1 Costos de capital 97
5.5.1.2 Costos de operación 98
5.5.1.3 Costos de producción 98
5.5.1.4 Indicadores de factibilidad 99
5.5.2 EVALUACIÓN AMBIENTAL 101
5.5.2.1 Índices de impacto ambiental total 101
5.5.2.2 Índices de impacto ambiental por categoría 102
5.6 ELECCIÓN DEL MEJOR DIAGRAMA DE PROCESO PARA LA
PRODUCCION DE ETANOL CARBURANTE 104
6. CONCLUSIONES 105
7. RECOMENDACIONES 107
BIBLIOGRAFÍA 108
ANEXOSLISTA DE TABLAS
Pág.
Tabla 1. Distribución de componentes en las partes del grano de maíz 7
Tabla 2. Costos de producción de maíz en diferentes regiones 7
Tabla 3. Requerimientos energéticos para deshidratación 21
Tabla 4. Composición del bagazo 25
Tabla 5. Características comunes del agua residual proveniente de una
destilería 26
Tabla 6. Tecnologías para el tratamiento de aguas residuales 28
Tabla 7. Pasos del diseño conceptual de procesos 38
Tabla 8. Algunas categorías de impacto 39
Tabla 9. Tecnologías para el acondicionamiento de material con alto
contenido de azúcares 60
Tabla 10. Tecnologías para el acondicionamiento de material celulósico 60
Tabla 11. Tecnologías para la hidrólisis de material celulósico 61
Tabla 12. Tecnologías para el acondicionamiento de material amiláceo 61
Tabla 13. Tecnologías para la hidrólisis de material amiláceo 62
Tabla 14. Tecnologías para la fermentación de azúcares 62
Tabla 15. Tecnologías para la separación y deshidratación de etanol 63
Tabla 16. Tecnologías para el tratamiento de efluentes líquidos 65
Tabla 17. Abreviaciones para los criterios a evaluar 66
Tabla 18. Evaluación de las Tecnologías para el Acondicionamiento 67
Tabla 19. Evaluación de las Tecnologías para la Hidrólisis 67
Tabla 20. Evaluación de las Tecnologías para la Fermentación 68
Tabla 21. Evaluación de las Tecnologías para la Separación y
Deshidratación 68
Tabla 22. Evaluación de las Tecnologías para el Tratamiento de
Efluentes Líquidos 69
Tabla 23. Líneas de proceso óptimas y general para cada materia prima 71
Tabla 24. Rendimientos del cultivo y de etanol para la caña y el maíz 75
Tabla 25. Indicadores económicos y productivos para el maíz y la caña
azucarera 75
Tabla 26. Requerimiento materia prima para una base de 537.720 lt/día 76
Tabla 27. Composición de la caña de azúcar 77
Tabla 28. Composición del jugo de caña y el bagazo 77
Tabla 29. Composición de la cachaza 78
Tabla 30. Condiciones de operación área de pretratamiento 78
Tabla 31. Reacciones que tienen lugar en el área de fermentación 79
Tabla 32. Condiciones de operación área de fermentación 79
Tabla 33. Condiciones de operación área de separación 80
Tabla 34. Composición del maíz 81
Tabla 35. Reacciones que tienen lugar en el área de pretratamiento 82
Tabla 36. Condiciones de operación área de pretratamiento 82
Tabla 37. Reacciones que tienen lugar en el área de fermentación 83
Tabla 38. Condiciones de operación área de fermentación 83Pág.
Tabla 39. Condiciones de operación área de separación 84
Tabla 40. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso
de obtención de etanol a partir de caña de azúcar 87
Tabla 41. Parámetros de diseño de las columnas de destilación y de
Absorción 86
Tabla 42. Parámetros de diseño del tren de evaporación 89
Tabla 43. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso
de obtención de etanol a partir de maíz 91
Tabla 44. Parámetros de diseño de las columnas de destilación y de
Absorción 90
Tabla 45. Parámetros de diseño del tren de evaporación 93
Tabla 46. Requerimientos energéticos 93
Tabla 47. Parámetros generales de equipos 95
Tabla 48. Resumen de los resultados de la evaluación económica 96
Tabla 49. Resultados de los costos de operación por periodo 98
Tabla 50. Costos de producción por litro de etanol 98
Tabla 51. Valor presente neto y tasa interna de retorno 100
Tabla 52. Índices de potencial de impacto ambiental totales 101
Tabla 53. Resultados de la integración económica y ambiental 104LISTA DE FIGURAS
Pág.
Figura 1. Hidrólisis enzimática y fermentación separadas 12
Figura 2. Configuración del proceso enzimático para sacarificación y
cofermentación simultáneas (SSCF) 13
Figura 3. Esquema del proceso de licuefacción de almidón 16
Figura 4. Destilación y deshidratación azeotrópica ternaria 19
Figura 5. Esquema para la destilación extractiva con solvente 20
Figura 6. Destilación extractiva salina 21
Figura 7. Destilación y deshidratación con tamices moleculares 22
Figura 8. Esquema del proceso destilación-pervaporación 23
Figura 9. Esquema convencional de extracción con fluidos supercríticos 24
Figura 10. Destilación y deshidratación de etanol a vacío 24
Figura 11. Proceso de bioconcentración e incineración de vinazas 31
Figura 12. Aproximación al análisis económico de procesos 32
Figura 13. Alcances del desarrollo sostenible 36
Figura 14. Oportunidades de minimización de impacto ambiental a lo
largo del ciclo de vida del proceso 37
Figura 15. Ciclo de vida del producto 40
Figura 16. Balances de materia, energía e impacto de un proceso químico 41
Figura 17. Estructura jerárquica de la integración 58
Figura 18. Esquema de resultados de la evaluación de las tecnologías
para la producción de etanol deshidratado 70
Figura 19. Esquema de proceso para la producción de etanol deshidratado
a partir de jugo de caña de azúcar 73
Figura 20. Esquema de proceso para la producción de etanol deshidratado
a partir de maíz 74
Figura 21. Esquema del proceso de obtención de etanol a partir de caña 76
Figura 22. Esquema del proceso de obtención de etanol a partir de maíz 81
Figura 23. Distribución de los requerimientos energéticos por áreas para
el proceso de obtención de etanol a partir de caña de azúcar 94
Figura 24. Distribución de los requerimientos energéticos por áreas para
el proceso de obtención de etanol a partir de maíz 94
Figura 25. Resumen de los costos de capital y operación 96
Figura 26. Distribución de los costos de equipos por áreas para el
proceso de etanol a partir de caña 97
Figura 27. Distribución de los costos de equipos por áreas para el
proceso de etanol a partir de maíz 97
Figura 28. Costos de producción por litro de producto 99
Figura 29. Valor presente neto para los 10 periodos de vida del proyecto 100
Figura 30. Potencial de impacto para los dos casos de estudio 101
Figura 31. Potencial de impacto de salida por categoría para los dos
casos de estudio 102
Figura 32. Potencial de impacto generado por categoría para los dos
casos de estudio 103
Figura 33. Variación de la evaluación AHP con los pesos de importancia 104LISTA DE ANEXOS
Anexo A. Principios de la química verde
Anexo B. Simulación
Anexo C. Diagramas de flujo de la simulación
Anexo D. Evaluación ambiental
Anexo E. Evaluación económica
TABLAS DE ANEXO
Tabla B1. Sustancias incluidas en la simulación
Tabla B2. Corrientes de entrada al proceso a partir de caña de azúcar
Tabla B3. Corrientes de salida del proceso de a partir de caña de azúcar
Tabla B4. Corrientes de entrada al proceso a partir de maíz
Tabla B5. Corrientes de salida del proceso de a partir de maíz
Tabla D1. Compuestos adicionados a la base de datos del WAR GUI
Tabla E1. Áreas y equipos para el proceso de obtención de etanol a partir
de caña
Tabla E2. Áreas y equipos para el proceso de obtención de etanol a partir
de maíz
Tabla E3. Parámetros de dimensionamiento de los equipos para el proceso
a partir de caña
Tabla E4. Parámetros de dimensionamiento de los equipos para el proceso
a partir de maíz
FIGURAS DE ANEXO
Figura C1. Diagrama de flujo del proceso de obtención de etanol a partir de caña
de azúcar
Figura C2. Diagrama de flujo del proceso de obtención de etanol a partir de maíz1. INTRODUCCIÓN
Durante las épocas más críticas de la economía mundial los gobiernos han
incentivado el uso de etanol, tanto en mezclas como puro, con miras a garantizar
el suministro de combustible, la incertidumbre entonces en los precios del petróleo
llevó en los años setentas a que algunos países, especialmente Brasil,
emprendieran programas nacionales de sustitución parcial de la gasolina por
fuentes energéticas renovables. En Colombia la ley que obliga a mezclar gasolina
con alcohol (ley 693 del 2001 del Ministerio de Minas y Energía) es la base
fundamental de una nueva industria alcoholquímica de magnitudes considerables,
que se verá incrementada aún más en el futuro próximo por el crecimiento
demográfico y si se aumentan los niveles de mezclado.
En la actualidad el uso del etanol carburante no solo se implementa con el fin de
solucionar las crisis económicas, si no también como una solución ecológica al
gran impacto ambiental generado por los combustibles derivados del petróleo.
Sin embargo, la tendencia mundial no solo se enfoca en la disminución del
impacto ambiental con la sustitución de un producto por otro, sino que también se
direcciona hacia el diseño del proceso. Es así como en las últimas cuatro décadas
el diseño de procesos y la manufactura de sustancias químicas han
experimentado una gran evolución, inicialmente sólo los sistemas de reacción y
separación eran diseñados y optimizados con un objetivo económico. En los 70´s
y 80´s, debido a la crisis global energética, el sistema de servicios fue incluido
dentro de los procesos de diseñó y optimización. Hoy, adicional al objetivo
económico y energético deben tenerse en cuenta las consideraciones de impactos
ambientales, otras etapas del ciclo de vida del producto y el tratamiento de
residuos.
La poca implementación a nivel mundial de la integración económica y ambiental
en el diseño de procesos hace interesante realizar propuestas de diseño y
evaluación de procesos, en los que se apliquen métodos de reducción de
residuos, a productos de interés nacional; tal como el etanol carburante.
12. OBJETIVOS
2.1 OBJETIVO GENERAL
Determinar el esquema tecnológico más limpio para la producción de etanol
carburante entre dos diagramas de proceso utilizando el algoritmo de reducción de
residuos (WAR).
2.2 OBJETIVOS ESPECIFICOS
1. Analizar los esquemas actuales para la producción de etanol carburante.
2. Elegir el esquema tecnológico más adecuado para cada materia prima: maíz y
caña de azúcar.
3. Detallar cada una de las etapas en los dos esquemas de proceso.
4. Simular cada proceso de acuerdo a las condiciones halladas en el objetivo 3 en
un simulador comercial.
5. Realizar la evaluación ambiental y económica conjunta de cada proceso.
6. Elegir el mejor diagrama de proceso para la producción de etanol carburante.
23. MARCO TEÓRICO
3.1 MATERIAS PRIMAS
3.1.1 CAÑA DE AZÚCAR
La caña es una planta correspondiente al género Saccharum de la familia de las
Gramíneas propia de los climas tropicales y subtropicales. Es una especie
originaria de Nueva Guinea, de allí pasó a Borneo, Sumatra y a la India. Las
variedades de caña comercialmente más conocidas en Colombia son: POJ 2878,
POJ 2714, PR 61632, MAYAGÜEZ 74275 y MEX 641487.
En Colombia la producción de caña de azúcar se concentra en el valle geográfico
del río Cauca (Caldas, Cauca, Valle del Cauca y Risaralda) dadas sus condiciones
agroecológicas, en esta región existen 430.000 Ha cultivables de caña de azúcar,
de las cuales cerca de un 48% (206.000 Ha) se encuentran sembradas de caña [1]
a la fecha. Este cultivo representa el 8% de los cultivos permanentes en Colombia
[2].
3.1.1.1 Condiciones agroecológicas para el cultivo de caña
Dentro de las condiciones agroecológicas ideales para la producción de caña se
encuentran [3, 4]:
Altura: Entre 500 y 1.500 msnm
•
Temperatura: 25 y 26ºC, aunque entre 20 a 30 ºC permite buenos
•
rendimientos del cultivo. Si los cambios de temperatura entre el día y la noche
son superiores a 8 ºC se favorece la formación de la sacarosa.
Luminosidad adecuada: se encuentra entre 5 a 8 horas diarias promedio de
•
brillo solar.
Precipitación anual: 1.500 a 1.750 mm.
•
Vientos: Cálidos y secos aumentan la transpiración de la planta.
•
Suelos: Franco arcillosos, con buen drenaje y pH entre 5,5 y 7,5.
•
Humedad relativa: 75 – 80 %.
•
3.1.1.2 Almacenamiento y estabilidad
Una vez cortada, la caña se altera y el contenido de azúcares empieza a decrecer
rápidamente dada una fermentación espontánea de los azúcares reductores luego
de 6 horas del corte, por lo que debe trasladarse inmediatamente a la fábrica y
entrar a proceso en el menor tiempo posible. Actualmente en los ingenios solo se
permite un transcurso máximo de 24 horas entre el corte de la caña y su entrada a
proceso [5].
33.1.1.3 Composición de la caña y del jugo de caña
El contenido de la caña en azúcar, así como su composición, varía mucho de un
país a otro y dentro de un mismo país según la variedad y el cultivo que ha tenido.
A continuación se presenta el promedio de composición de la caña de azúcar y del
jugo de caña.
Composición de la caña de azúcar [6]:
Agua 74,5%
•
Azúcares 14%
•
Sacarosa 12,5%
•
Glucosa 0,9%
•
Fructosa 0,6%
•
Fibra 10%
•
Cuerpos Nitrogenados 0,4%
•
Cenizas 0,5%
•
Grasas y cera 0,2%
•
Gomas 0,2%
•
Ácidos Combinados 0,12%
•
Ácidos libres 0,08%
•
Composición del jugo de caña [5]:
Agua 81 - 85%
•
Sólidos solubles 15 – 19%
•
Azúcares
•
Sacarosa 12,5 – 16,72%
•
Glucosa 0,3 – 0,76%
•
Fructosa 0,3 – 0,76%
•
Sales 0,23 – 0,67%
•
Proteínas 0,08 - 0,11%
•
Gomas-Almidones 0,05 - 0,11%
•
3.1.1.4 Rendimientos
El rendimiento promedio de caña de azúcar por hectárea en los ingenios
azucareros colombianos para el año 2.003 fue de 123 ton [7], rendimiento superior
al que se reporta para diferentes países y para el promedio mundial (65,29 ton/Ha)
[8]. Sin embargo el rendimiento promedio de caña en Colombia es de 84,1 ton/Ha
[8], cifra inferior a la de los ingenios, ya que se incluye tanto la caña tecnificada
como la tradicional de menor rendimiento. En Colombia, el corte de la caña se
realiza en promedio cada 13 meses durante cuatro cosechas.
En cuanto al rendimiento de etanol a partir de jugo de caña se reporta un valor de
75 litros de alcohol por tonelada de caña [4], para calidades de jugo que presenten
4una cantidad de azúcares reductores superior a 17% y grados brix superiores a
19.
3.1.1.5 Costo de producción agroindustrial de la caña de azúcar
En Colombia la producción de caña ocurre principalmente bajo tres modalidades:
siembras directas de los ingenios en tierras propias o arrendadas, siembras en
participación entre el dueño de la tierra y el ingenio y contrato de proveeduría.
Cerca del 50% de la caña cultivada en el país corresponde al modelo de
proveeduría y el resto a siembras de los ingenios en las diferentes modalidades
[10]
En el trabajo realizado por el Observatorio Agrocadenas Colombia “Costos de
producción de la caña de azúcar en Colombia” [10], se reporta para el 2.003, un
costo promedio de producción de $53.937 por tonelada en la totalidad de cultivos
en participación y $53.224 para la caña comprada a proveedores. La información
de costo por tonelada de caña propia de los ingenios fluctúa entre $37.300 y
$42.919.
De acuerdo al análisis realizado por el Servicio de Análisis Económico y
Estadístico de CENICAÑA sobre el proceso de estandarización de costos de
producción de azúcar para el año 2.003 [7], se tiene que los costos de campo
ascienden a 2’420.600 pesos/hectárea neta de caña año y los de cosecha a
16.803 pesos/ton de caña.
3.1.2 MAIZ
El maíz es un grano correspondiente al género Zea de la familia Gramineae. Las
variedades cultivadas en Colombia son producto de la continua introgresión
genética (cruzamiento) entre las variedades "criollas" y las variedades y/o híbridos
mejorados, entre estas se encuentran comercialmente las variedades ICA V106,
ICA V109, ICA V155, ICA V156, ICA V157, ICI 550, G5423 Pioneer 3018, Pioneer
30F94, HR 661: SV670, C343, Corpoica H-108, Corpoica, altillanura H-111 [12].
En Colombia el maíz se cultiva en todo su territorio, pero sólo un 17% de la
producción total se hace de manera tecnificada, mientras que el restante 83% lo
cultivan pequeños agricultores en forma tradicional, generando empleo para unas
190 mil familias [12].
Para el 2.003 en el país se sembró un área de 565.000 Ha generando una
producción de 1’195.000 toneladas [8], siendo la Costa Atlántica la región con
mayor producción destacándose los departamentos de Córdoba, Sucre, Bolívar y
Atlántico, donde se siembra el 31% y se produce el 29% del total nacional [12].
53.1.2.1 Condiciones agroecológicas para el cultivo de maíz
Dentro de las condiciones agroecológicas ideales para la producción de maíz se
encuentran [12]:
Época de Siembra. En términos generales, las épocas de siembra están
•
bien definidas en todas las regiones del país y generalmente coinciden con
la iniciación de las lluvias.
Suelo: profundo, permeable con buena disponibilidad de nutrientes, buena
•
capacidad de retención del agua, libre de inundaciones o encharcamientos;
poca pendiente para evitar la erosión 3 y 10%,
pH: 5.5 a 7.0
•
Temperatura: 24ºC y 26ºC con una temperatura mínima de 13°C y máxima
•
de 30°C. Son convenientes las noches frescas, los días soleados y las
temperaturas moderadas para lograr altos rendimientos por unidad de
superficie.
Luminosidad: Alta luminosidad (luz incidente)
•
Precipitación: Debe ser superior a los 450 mm para alcanzar rendimientos
•
superiores a los 4.000 kg/Ha. En términos generales el maíz requiere de
750 litros de agua por kilogramo de grano producido. Un déficit de agua por
uno a dos días puede reducir los rendimientos en un 22% y del 50% cuando
la sequía es de 6 a 8 días.
3.1.2.2 Recolección y almacenamiento
En las regiones en las que se cosecha el grano a gran escala, gran parte del maíz
se deja secar hasta los cuatro meses, para venderlo desgranado por quintales.
El maíz se recoge por pilas sin descascarar en el campo y es transportado en
costales y almacenado en sitios especiales de madera y palma, llamados pañol.
3.1.2.3 Composición del grano
La composición promedio del grano de maíz y la distribución de sus componentes
en las cuatro partes de su estructura se muestran en la tabla 1. La mayoría del
almidón y la proteína se encuentran en el endosperma, mientras que el germen
contiene la mayor cantidad de lípidos y azúcares solubles. Más del 50% de la fibra
(hemicelulosa, celulosa y lignina) están presentes en el pericarpio y fracciones de
germen.
3.1.2.4 Rendimientos
En Colombia el rendimiento en el 2.003 fue de 2,1 ton/Ha y el promedio en la
última década fue de 1,8 ton/Ha [8], para los maíces criollos tan solo se producen
entre 700 y 1.000 kilos por hectárea; para el maíz amarillo tecnificado se reporta,
en las zonas de mayores expectativas de crecimiento del cultivo, un rendimiento
promedio de 5 ton/Ha [15]. A escala mundial Estados Unidos es el país con el
6mayor rendimiento (8.9 ton/Ha) [8]; el bajo rendimiento en el país explica el hecho
de que se importe el 75% del maíz requerido para la industria avícola y porcícola.
En cuanto a los rendimientos a etanol, los procesos modernos de molienda en
húmedo y molienda en seco poseen eficiencias superiores al 95% en la
producción de etanol a partir de almidón con rendimientos entre 419,4 – 460,6
l/ton de maíz con moliendas en seco y de 403,1 l/ton de maíz con molienda en
húmedo [16].
Tabla 1. Distribución de componentes en las partes del
grano de maíz (peso en base seca) [13]
Hemicelulosa Porcentaje
Azúcares
Parte Almidón + celulosa + Lípidos Proteína Cenizas Balance del total en
Solubles
lignina * peso
Porcentaje del
grano de maíz
71,7 2,6 8,1* 4,3 10,3 1,4 1,6 100
(peso seco)
Capa terminal 0,1 0,7 0,1 0,7 0,8 0,9 - 0,9
Pericarpio 0,5 1,0 51,0 1,1 2,0 2,9 - 5,3
Endosperma 98 28,2 27,0 14,5 74,8 16,5 - 81,9
Germen 1,4 70,2 16,0 83,7 22,4 79,7 - 11,9
Total 100 100,1 94,1 100 100 100 - 100
* (5,5%+2,4%+0,2%)
3.1.2.5 Costo de producción agroindustrial del maíz
El trabajo realizado por el Observatorio Agrocadenas Colombia “Costos de
Producción de Maíz Amarillo Tecnificado en Colombia” [15] evaluó los costos de
producción de este cereal para el año 2.003 con las tecnologías predominantes,
en las zonas de mayores expectativas de crecimiento del cultivo en Colombia:
Córdoba, Meta, Tolima y Llanos Orientales. En la tabla 2 se presentan los
resultados de dicho estudio junto con los datos suministrados por las secretarias
de planeación y agricultura de las gobernaciones de los departamentos de Caldas
y Risaralda.
Tabla 2. Costos de producción de maíz en diferentes regiones (dados en pesos)
Llanos Orientales
Córdoba Tolima
(Altillanura)
Parámetro Caldas* Risaralda*
Sabana Valle de
Mecanizada Manual Piedemonte Rovira
mejorada san Juan
Costos Ha
1’943.375 1’647.457 1’938.088 1’870.103 1’894.306 2’074.517 1’779.846 1’115.795
($/Ha)
Rendimiento
5,5 5 5 5,5 4,5 5,5 5,7 3,7
(ton/Ha)
Costos ton
353.341 329.491 387.618 340.019 420.957 377.185 312.253 301.566
($/ton)
Precio
pagado al
486.000 400.000 - - - 428.000 487.203
productor
($/ton)
* Datos obtenidos de las secretarias de plantación y agricultura de las Gobernaciones de Risaralda
y Caldas para maíz tecnificado
73.2 EL ETANOL COMO CARBURANTE
Desde el origen de los motores de combustión interna, la utilización de alcoholes
como carburantes es un tema de investigación que nunca se ha abandonado y
que actualmente cobra interés por la capacidad de los alcoholes de contribuir a
reducir los problemas ambientales de contaminación y el efecto invernadero.
Además, la escasez de productos petrolíferos en épocas de guerras y crisis
económicas, ha motivado el desarrollo de procesos de producción y aplicación de
alcoholes a motores.
Los alcoholes aplicables a motores de combustión interna son fundamentalmente
el metanol y el etanol. En algunos países se han planteado y experimentado otros
alcoholes como el isobutanol, el n-butanol, el glicol y el alcohol terbutílico (ATB)
[17]. Los alcoholes con cadenas cortas, de entre 1 a 5 átomos de carbono, y otros
compuestos orgánicos de estructura relativamente simple (éteres) constituyen los
denominados “compuestos orgánicos oxigenados”, que mezclados con gasolinas,
con gasóleos o en estado puro, son susceptibles de ser quemados en motores de
combustión interna. Sin embargo, solamente el metanol y el etanol pueden ser
obtenidos de la biomasa, siendo los demás compuestos obtenidos de procesos
petroquímicos a partir de la destilación del petróleo o a partir de gas de síntesis
obtenido de carbón o gas natural.
3.2.1 VENTAJAS Y DESVENTAJAS DEL USO DE ETANOL COMO
CARBURANTE
Ventajas
El etanol aumenta notoriamente el octanaje de la gasolina.
•
Se ha encontrado que es menor el consumo de combustible que el de la
•
gasolina corriente. Esto debido a que el etanol al evaporarse contribuye a una
mejora en la eficiencia volumétrica, especialmente en dos aspectos: Por ser
sus moléculas más pequeñas que las de la gasolina, permiten la entrada a los
cilindros del motor de una mayor cantidad de aire y carburante, por otra parte,
su evaporación también disminuye la temperatura de los cilindros,
disminuyendo así las pérdidas energéticas. Estos efectos contrarrestan el de
menor calor de combustión del etanol que el de la gasolina.
El gasohol aventaja la gasolina corriente en aspectos tales como eficiencia,
•
consumo de torque y potencia máxima.
Reducción de los VOCs.
•
Reducción de hidrocarburos no quemados (HC).
•
Desventajas
Las mezclas etanol gasolina poseen una baja tolerancia al agua. Esta
•
tolerancia aumenta al incrementar el porcentaje de etanol y disminuye a bajas
8temperaturas. Cuando se sobrepasa la tolerancia se forman dos fases
inmiscibles, lo que obliga al uso de alcohol anhidro y preferiblemente a agregar
aditivos, como el butanol, que hagan las mezclas más estables.
Debido al etanol presente se incrementan las emisiones de aldehídos.
•
El uso de etanol puro dificulta el arranque del motor en frío.
•
3.2.2 ANTECEDENTES DEL ETANOL CARBURANTE EN COLOMBIA
Las ideas sobre la producción de etanol como carburante en Colombia datan de
1942, cuando el Representante a la Cámara Luis B. Ortiz C. presentó un proyecto
de ley “sobre el empleo obligatorio de los alcoholes de caña de azúcar y de yuca,
mezclados con la gasolina” el cual no fue aprobado; igual suerte corrió la
propuesta del senador Héctor Echeverri Correa cuando quiso revivir esta idea en
1979, época en la que Colombia había pasado de ser exportadora a importadora
de crudos. Esta idea fue bien vista por un corto tiempo hasta que se descubrió el
pozo de Caño Limón [18].
Actualmente la situación es semejante, la pérdida de la autosuficiencia, la
importación de crudo para cargar las refinerías, el cumplimiento de la legislación
ambiental que obliga para el año 2005 a cumplir con unos estándares de
producción limpia [19] ha llevado a ver el etanol como la solución más viable para
mezclas con gasolina. El 19 de septiembre de 2001, el Congreso de la República
decretó la ley 693 "Por la cual se dictan normas sobre el uso de alcoholes
carburantes para centros urbanos de mas de 500.000 habitantes, se crean
estímulos para su producción, comercialización y consumo, y se dictan otras
disposiciones" [20].
En Colombia, estudios realizados en ECOPETROL (1984 y 1986) [21] plantean
que para una mezcla de 20% en volumen de alcohol en gasolina para el año 1990
requeriría la producción de 3,4 Mlt/día de alcohol, y que esto demandaría 450.000
Ha caña cultivada si se alcanzara un rendimiento de 60 Ton/Ha de caña y una
producción de 70 lt alcohol/Ton de caña. También se señala en estos estudios que
el precio final del alcohol depende en un 70 a 80% del costo de la materia prima.
Hoy en día, para abastecer los volúmenes indispensables para la mezcla del 10%
de etanol a la gasolina, se requiere producir en promedio 2.066.610 litros diarios,
que equivalen a 10.333.050 toneladas de caña de azúcar al año como materia
prima para suministrarlas a las plantas de destilación. Se estiman entre 7 y 9
plantas, con una capacidad de producción entre 150.000 y 300.000 litros diarios,
ubicadas lo más cerca posible a los centros de consumo [18].
93.3 TECNOLOGÍAS PARA LA PRODUCCIÓN DE ETANOL
Actualmente el etanol se obtiene por fermentación de los azúcares presentes en
la biomasa para utilizarlo como combustible y como materia prima química. La
materia vegetal usada en la producción de etanol puede clasificarse en: amilácea
(alto contenido en almidón, ej, maíz, soya), alto contenido en azúcares (alto
contenido en mono y disacáridos: sacarosa, glucosa, fructosa y maltosa, ej. caña
de azúcar, remolacha) y lignocelulósica (hemicelulosa y celulosa, ej. corteza de
árboles, residuos orgánicos, bagazo, papel).
Los pasos básicos de la conversión de biomasa a bioetanol son:
1. Producción de biomasa, resulta de la conversión de dióxido de carbono de la
atmósfera en materia orgánica por medio de la fotosíntesis.
2. Pretratamiento de la biomasa, es la conversión de la biomasa en una materia
prima adecuada para la fermentación (azúcares fermentables). Este paso
constituye la mayor diferencia entre los procesos disponibles para la
producción de bioetanol, ya que varía de acuerdo a la naturaleza del material
usado.
Las materias con alto contenido de azúcares requieren, por lo general, poco o
ningún tratamiento preliminar a parte de la dilución; mientras las materias
amiláceas y celulósicas deben ser hidrolizadas antes de que actúen sobre ellas
las levaduras.
3. Fermentación, consiste en una secuencia de reacciones donde se libera
energía y se obtiene etanol y dióxido de carbono a partir azúcares por medio
de la acción de un biocatalizador (microorganismos como levaduras y
bacterias). La reacción general que tiene lugar durante la fermentación es:
C H O 2 C H OH + 2 CO
6 12 6 2 5 2
Glucosa, fructosa biocatalizador etanol
4. Separación, procesamiento del producto de la fermentación para la obtención
de etanol grado carburante y otros subproductos que puedan ser usados en la
obtención de químicos, combustibles, calor o electricidad.
3.3.1 PRETRATAMIENTO
3.3.1.1 Material con alto contenido de azúcares
Dentro de este tipo de materias primas encontramos la caña de azúcar y la
remolacha, principalmente. En este caso el pretratamiento comprende solamente
la extracción del jugo azucarado y su clarificación que se realizan de igual manera
que en los ingenios azucareros.
10El proceso de extracción y clarificación del jugo a partir de caña de azúcar
(11−15% en peso de sacarosa) consta de los siguientes pasos:
1. La caña recolectada es lavada con agua a 40ºC y llevada a unas
desfibradoras que se encargan de cortar los tallos y desfibrar la caña, para
facilitar la extracción de una mayor cantidad de jugo.
2. La caña pasa luego a un grupo de molinos, donde se exprime por presión
para extraer el jugo. En el recorrido de la caña por los molinos se agrega
agua caliente para extraer el máximo de cantidad de sacarosa.
3. El jugo obtenido es sometido a un proceso de depuración. Se realiza un
precalentamiento entre 65–70ºC, luego se adiciona SO (etapa de
2
sulfitación) con el fin de disminuir el color, aumentar el brillo, eliminar
microorganismos y disminuir viscosidad; posteriormente se hace una
neutralización adicionando CaO y finalmente se lleva a los clarificadores
donde se elimina arena, arcilla, silicatos, cal y Mg por medio de una
floculación y una sedimentación. De los clarificadores se obtiene el jugo
claro y unos lodos que deben ser filtrados.
4. El lodo sedimentado en los clarificadores, se extrae de ellos utilizando
bombas y se pasa por un filtro rotatorio al vacío de los que se obtiene un
jugo filtrado que es llevado de nuevo a los clarificadores.
3.3.1.2 Material lignocelulósico
Actualmente la degradación de celulosa, lignocelulosa y hemicelulosa a azúcares
se soporta en el desarrollo de 3 tecnologías, hidrólisis ácida concentrada, hidrólisis
ácida diluida e hidrólisis enzimática
3.3.1.2.1 Hidrólisis ácida concentrada
Este proceso se basa en la descristalización ácida de la celulosa seguida por una
hidrólisis ácida diluida de los azúcares. En él se lleva a cabo un preparamiento con
ácido diluido cuyo objetivo inicial era remover la hemicelulosa antes de la
descritalización y la hidrólisis de la celulosa, ya que los azúcares hemicelulósicos
no eran fermentables.
Después del preparamiento la biomasa es secada para concentrar el ácido
absorbido antes de la adición del ácido sulfúrico concentrado; el ácido
concentrado rompe los enlaces de hidrógeno entre las cadenas de celulosa,
dejándolas en un estado completamente amorfo. Cuando la celulosa se ha
descristalizado, forma una gelatina homogénea con el ácido y esta lista para ser
hidrolizada, la hidrólisis se da por dilución con agua a temperaturas moderadas,
consiguiéndose una hidrólisis rápida y completa de la glucosa con poca
degradación [24,26].
113.3.1.2.2 Hidrólisis ácida diluida
La hidrólisis ocurre en dos etapas para maximizar el rendimiento de azúcar de las
fracciones hemicelulósicas y celulósicas de la biomasa. La primera etapa se opera
a condiciones suaves para mejorar el rendimiento de hidrólisis de la hemicelulosa,
la segunda etapa se optimiza para hidrolizar la fracción de celulosa más
resistente. Los líquidos hidrolizados se recuperan en cada etapa, neutralizan y
fermentan a etanol. Los residuos de celulosa y lignina en los sólidos de los
reactores de hidrólisis sirven como combustible para la producción de electricidad
o vapor.
Los reactores de hidrólisis ácida diluida son sistemas simples en los cuales una
solución de ácido sulfúrico diluido se bombea a través de una cama de virutas de
madera. El diseño de este reactor terminó en 1952 y todavía es una de las
maneras más simples de producir azúcares a partir de biomasa [26].
3.3.1.2.3 Hidrólisis enzimática
Las enzimas son las nuevas perspectivas con respecto al procesamiento de
biomasa a etanol. Mientras la química de producción de azúcares a partir de
madera tiene casi dos siglos de investigación y 100 años de desarrollo de
procesos, de las enzimas para la hidrólisis de biomasa solo se puede hablar de 50
años de serios esfuerzos.
La primera aplicación de enzimas para hidrólisis de madera en un proceso de
etanol se hizo reemplazando el paso de hidrólisis ácida con un paso de hidrólisis
enzimática. Esta configuración, ahora conocida como hidrólisis y fermentación
separadas (SHF) se muestra en la figura 1.
Figura 1. Hidrólisis enzimática y fermentación separadas
El mejoramiento más importante hecho a la hidrólisis enzimática de biomasa fue la
introducción de la sacarificación y la fermentación simultáneas (SSF), platentada
por la Gulf Oil Company y la universidad de Arkansas [26]. Este nuevo esquema
12de proceso reduce el número de reactores ya que se elimina la hidrólisis, y más
importante aún, se evita el problema de inhibición de las enzimas. En el esquema
del proceso SSF la enzima (celulasa) y los microorganismos para la fermentación
se combinan; a medida que los azúcares son producidos por las enzimas, los
microorganismos los fermentan a etanol.
El proceso SSF ha sido mejorado recientemente con la adición de la
cofermentación de diferentes azúcares; esta nueva variante del SSF se conoce
como SSCF [22] y se muestra esquemáticamente en la figura 2.
Figura 2. Configuración del proceso enzimático para sacarificación
y cofermentación simultáneas (SSCF)
Como se observa en las figuras 1 y 2, previo a la hidrólisis enzimática, la biomasa
debe ser pretratada para hacer más accesible la celulosa a las enzimas, para este
pretratamiento se han considerado varias opciones incluyendo pasos químicos
como ácido diluido (descrito anteriormente) y térmicos como la explosión a vapor y
la amonólisis.
Amonólisis
•
La amonólisis, inicialmente desarrollada para la obtención de alimento animal a
finales de 1980, es ahora usada para pretratar la biomasa lignocelulósica.
Inicialmente la biomasa es molida en pequeñas partículas para luego infundirle
amoniaco a alta presión por unos 30 minutos en un rango de temperaturas de
20−90ºC.
En este proceso, el amoniaco infundido a elevada presión y temperatura, hincha y
rompe los cristales del complejo de celulosa y hemicelulosa de tal manera que la
biomasa es accesible para la enzima. Cuando se despresuriza el sistema, el
amoniaco virtualmente es desalojado y es entonces recapturado en un tanque
agitado y recirculado. La hidrólisis de celulosa y hemicelulosa a azúcar es llevada
a cabo al agregar enzimas que son producidas separadamente en el sitio de
tratamiento de la biomasa con amoniaco. Este proceso no degrada la proteína, por
lo que puede ser recuperada y utilizada como ingrediente en alimentos para
animales [23].
13Explosión a vapor
•
Este proceso consiste en un tratamiento termomecánico de la biomasa
lignocelulósica con vapor. En él se combinan los efectos sobre el material
lignocelulósico de altas presiones y temperaturas junto con una descompresión
brusca posterior [23]. El efecto de este pretratamiento es una combinación de
modificaciones físicas (desagregación y ruptura de las fibras lignocelulósicas) y
químicas (despolimerización y rotura de los enlaces C-O-C) en la estructura
lignocelulósica que producen la degradación y separación controlada de sus
componentes poliméricos.
El pretratamiento por explosión a vapor, está constituido por tres unidades: reactor
de explosión a vapor, acumulador de vapor y ciclón de descarga [25]. El reactor de
explosión a vapor es la cámara donde la biomasa es comprimida y despresurizada
súbitamente, en el ciclón de descarga se recoge la mezcla vapor-biomasa y en el
acumulador de vapor se suministra el vapor al reactor de explosión.
3.3.1.3 Material amiláceo
Actualmente, el 75% del almidón producido en el mundo proviene del maíz
mientras el 25% restante se encuentra distribuido entre la papa, la yuca y el arroz.
Las causas de que el maíz sea la materia prima amilácea más usada para la
producción de almidón y etanol son muchas, entre ellas la más importante, la alta
eficiencia del proceso de molienda, del cual se puede obtener un almidón de 98%
de pureza y varios subproductos [28].
3.3.1.3.1 Molienda
Industrialmente existen dos tipos de molienda para la producción de etanol a partir
de maíz, la molienda en húmedo y la molienda en seco. Los rendimientos
alcanzados son 419,4 – 460,6 l/ton de maíz en plantas de molienda en seco y
403,1 l/ton con molienda húmeda [29]. En los procesos con molienda en húmedo
la mayoría del consumo energético es debido a otros productos diferentes al
etanol, mientras que con molienda en seco se considera que todo el consumo de
energía es debido a la producción de etanol carburante aunque mucha esté
asociada con la producción de DDGS [16].
En Norte América, la tecnología que más se ha desarrollado y la más utilizada es
la molienda en seco, que aunque genera subproductos de menor valor agregado,
tiene un mayor rendimiento, menor costo de capital y requiere menos operarios.
Molienda en húmedo
•
En este proceso el grano debe separarse en sus componentes, almidón, fibra,
gluten, germen y aceite, los cuales se convierten en subproductos de alto valor
agregado. En la producción de etanol por molienda en húmedo se emplea
solamente el almidón y no el grano entero como sucede en el proceso en seco, lo
14que es una ventaja, sin embargo debe tenerse en cuenta que la recuperación del
almidón en este proceso no es de un 100%.
Molienda en seco
•
El proceso de molienda en seco comprende la limpieza y molienda del grano hasta
un polvo fino, comprendido entre 1/8 y 3/16 de pulgada, que luego pasa a
hidrólisis. En él no se fracciona el grano en sus componentes, por lo que todos los
nutrientes (proteína, grasa, minerales y vitaminas) quedan dentro del proceso y
pueden ser concentrados en granos secos de destilería, un subproducto utilizado
para alimento animal; el cual generalmente se conoce como DDG (Dried distillers
grain) cuando se presenta en forma seca o como DDGs (Dried distillers grain with
solubles) cuando involucra los granos solubles.
3.3.1.3.2 Hidrólisis
La hidrólisis de almidón se lleva a cabo mediante procesos ácidos o enzimáticos.
Los primeros fueron ampliamente usados hasta los años 60 cuando se dio la
inmersión de las enzimas en este campo, introduciéndose primero la
amiloglucosidasa en la parte de sacarificación y luego la α-amilasa en la
licuefacción. Son muchas las ventajas obtenidas con el proceso enzimático y es
por ello que hoy es la opción técnica más adecuada en la hidrólisis de almidón,
abarcando un 30% del mercado mundial de enzimas [31]; entre dichas ventajas
están: un mejor control de la reacción, mayor especificidad en el tipo de productos
obtenidos, eliminación de subproductos de oxidación, menores requerimientos
energéticos, rendimientos superiores al 95% y menores tiempos de reacción.
La reacción general para la producción de glucosa a partir de almidón por medio
enzimático es:
α-amilasa glucoamilasa
Almidón dextrinas glucosa
La primera parte se conoce como proceso de licuefacción previa gelatinización,
cuyo objetivo es solubilizar el almidón y la segunda como sacarificación, donde se
llevan las dextrinas intermedias hasta glucosa.
Licuefacción
•
En este paso se fraccionan las cadenas de amilosa y amilopectina en
oligosacáridos de menor peso molecular (dextrinas intermedias), que van desde
maltosas hasta maltopentosas principalmente. Anteriormente en la licuefacción se
empleaban α-amilasas de Bacillus subtilis que a pesar de operar a altas
temperaturas requerían de un etapa previa de enfriamiento, actualmente existen
15α-amilasas de Bacillus licheniformis que permiten efectuar la gelatinización y la
licuefacción simultáneamente.
En la figura 3 se describe el proceso de licuefacción, generalmente llevado a cabo
en un cocedor jet donde el calentamiento inicial se realiza mediante vapor directo.
Las altas temperaturas y las fuerzas mecánicas permiten una rápida gelatinización
y el proceso opera prácticamente en continuo. La pasta de almidón al 40 − 45% en
sólidos es mantenida por solo unos segundos (10 a 15) a 105−110 ºC, para
posteriormente pasar por poco mas de 2 horas a 90−95ºC, esto con el fin de
continuar la acción de la enzima [28]. El hidrolizado así obtenido, con un
equivalente de dextrosa, ED♣, entre 12 y 15 contiene como productos principales,
además de α-dextrinas, maltosa, maltotriosa y maltopentosas.
A lmidón
Agua
Enzimas
Enzima
C aCl
2
Vapor
Cocedor
ED= 8-15
Bomba de
desplazamiento positivo 2 horas
90-95 ºC
Figura 3. Esquema del proceso de licuefacción de almidón [28]
Sacarificación
•
Los procesos enzimáticos para la producción de glucosa requieren de una
segunda etapa después de la licuefacción del almidón, para hidrolizar a glucosa
las dextrinas formadas por la α-amilasa. Este paso se lleva a cabo en tanques
agitados por lotes, con amiloglucosidasa o glucoamilasa, y se ha propuesto su uso
combinado con la enzima desramificante pululanasa para acelerar la hidrólisis de
los enlaces α1−6 [32]. Para la producción de etanol se emplea la combinación de
la sacarificación y la fermentación en un solo paso, SSF [33], reduciendo tiempo,
nivel de enzima, costos energéticos, de capital y operacionales. Varias
modificaciones se han hecho a este proceso encontrándose diferentes
rendimientos de acuerdo al tipo de molienda utilizado, por ejemplo, para la
molienda en húmedo se usa un sistema en cascada, mientras que para la
molienda en seco los mejores rendimientos se logran al usar un proceso de
sacarificación y fermentación simultáneo con propagación de levadura SSYPF
[16].
♣ ED, unidades masa de glucosa requeridas para reducir la misma cantidad de reactivo Fehling
que 100 unidades masa de hidrolizado seco.
16Con la sacarificación y fermentación simultáneas (SSF) se evita la inhibición de la
enzima (glucoamilasa) y el crecimiento bacteriano ya que no se presentan altas
concentraciones de azúcar, pues los azúcares son convertidos a etanol por la
levadura a medida que son producidos [33]. Mediante condiciones apropiadas de
pH (3,5−4,5), temperatura (30–35 ºC), nutrientes y esterilidad se puede llegar a
una conversión total del almidón y los azúcares disponibles [16].
En orden de aumentar la productividad, el proceso SSF ha sido modificado [16]
incorporando la propagación de levadura, a partir de levadura seca activa,
simultáneamente en el fermentador durante la sacarificación inicial, conocido este
nuevo proceso como sacarificación, propagación de levadura y fermentación
simultáneas (SSYPF).
3.3.2 FERMENTACION
Las tecnologías y equipos requeridos para la fermentación son muy similares para
las diferentes materias primas. Los procesos a partir de azúcar (caña de azúcar) y
almidón (maíz y trigo) son actualmente los de mayor aplicación a escala comercial
y pueden llevarse acabo de tres modos: Lotes, lotes alimentados o en continuo.
Dentro de estos modos los reactores batch siguen siendo la tecnología de
fermentación más utilizada [34], aunque particularmente en Brasil los que mayor
aplicación han encontrado son los de lotes alimentados [35] gracias a que con
estos se logran altos rendimientos al incrementar progresivamente la
concentración de levadura.
En la fermentación a partir de glucosa y/o xilosa, la masa sacarificada se ingresa a
una temperatura de 32ºC a una cascada de fermentadores en los que se
encuentra la levadura, allí se permite un tiempo de residencia de unas 46 horas a
un pH sobre 3,5 y una temperatura no superior a 34ºC [36]. La levadura se
recupera mediante el uso de centrífugas continuas y se recircula al proceso [34].
La concentración del etanol en el caldo de salida del fermentador es generalmente
de 9% en peso (12% en volumen).
3.3.2.1 Microorganismos utilizados en la fermentación
Los microorganismos utilizados para la etapa de fermentación dependen
principalmente del tipo de azúcares disponibles para la transformación. Tales
azúcares son mezclas de sacarosa, glucosa, fructuosa, maltosa, xilosa, galactosa
y arabinosa, dependiendo del tipo de materia prima utilizada. Hoy, el 95% del
alcohol mundial obtenido por fermentación se produce a partir de hexosas
mediante Saccharomyces cerevisiae.
Ya que las cepas convencionales de Saccharomyces cerevisiae no están en la
capacidad de fermentar los azúcares de pentosas (xilosa, arabinosa), que
comprenden una parte apreciable de los hidrolizados de materias celulósicas y
lignocelulósicas [29], se han estudiado otras levaduras, particularmente las
17especies Candida y Pichia (y ahora organismos recombinantes), capaces de
utilizar los abundantes azúcares de pentosas derivados de la hemicelulosa para la
producción de etanol. La primera levadura identificada como productora de etanol
a partir de xilosa fue Pachysolen tannophilus cepas NRRL Y−2460, posteriormente
se encontró que varias levaduras tenían alguna capacidad para llevar a cabo esta
conversión, entre estas se incluyen las especies Candida shehatae y Pichia
stipitis, de las cuales se reporta una producción de etanol de aproximadamente
0,3−0,5 g/g de xilosa, considerada como la máxima productividad a partir de xilosa
generada por microorganismos [29]. Desafortunadamente estas levaduras
requieren condiciones de crecimiento aerobio, y las velocidades máximas de
producción (0,3−0,4 g/l*h) son consideradas decepcionantes [37].
Actualmente es de interés el empleo de especies de Clostridium termorresistentes,
como C. thermocellum y C. thermohydrosulfuricum, que convierten la celulosa en
etanol, y bacterias Zymomonas mobilis que convierten la glucosa en etanol con un
rendimiento del 5 al 10% mayor que la mayoría de las levaduras; sus desventajas
son su baja tolerancia al alcohol, su inhabilidad para fermentar maltosa y su
pequeño tamaño, que hace difícil la separación de las células.
3.3.2.2 Inhibidores de la fermentación
El hidrolizado resultante del pretratamiento no solo contiene monómeros
fermentables si no también sustancias que inhiben el proceso de fermentación. La
composición y la cantidad de estas sustancias dependen de la química y
naturaleza del pretratamiento y del tipo de materia prima usada. Además, si
existen corrientes de recirculación para minimizar el uso de algunas entradas,
tales como agua o enzimas, estas pueden provocar la acumulación de inhibidores.
Estos inhibidores pueden dividirse en cinco grupos: sustancias producidas durante
el pretratamiento (ácido acético), productos de la degradación de azúcares
(furfural, ácido fórmico), productos de la degradación de lignina (compuestos
aromáticos y poliaromáticos), productos de la fermentación (etanol, ácido acético,
glicerol, ácido láctico) y otros como los metales y aditivos. Se ha considerado que
el ácido acético y los productos de la degradación de la lignina presentan mayor
efecto de inhibición sobre los microorganismos [34].
La remoción de productos del fermentador conlleva al mantenimiento de una alta
productividad durante la fermentación, con este fin se han propuesto varios
métodos para evitar la inhibición, entre los cuales se encuentran la destilación con
membranas [38] y la pervaporación [39, 40]; sin embargo el mayor limitante de
estos métodos es su bajo nivel de desarrollo.
El uso de células inmovilizadas sobre un material sólido se ha visto ventajoso
respecto a las células libres y se han realizado diversos estudios [41] de la
producción de etanol por fermentación con células inmovilizadas de
Saccharomyces, en los cuales se ha corroborado que las células inmovilizadas
18son más efectivas en la producción de etanol, sin embargo este tipo de reactores
no son convenientes para lograr volúmenes de producción a nivel industrial debido
a la dificultad de encontrar un soporte apropiado para estas magnitudes.
3.3.3 SEPARACIÓN
La separación de etanol carburante a partir del licor fermentado, se lleva a cabo
por técnicas similares a las encontradas en las industrias de etanol para bebida
(destilación convencional), sin embargo el etanol debe ser deshidratado
posteriormente para usarse como carburante. Esta etapa de deshidratación se
puede realizar mediante varios métodos: Destilación azeotrópica, destilación
extractiva, tamices moleculares, destilación a vacío, pervaporación, extracción con
fluidos supercríticos y procesos híbridos.
3.3.3.1 Destilación azeotrópica
Para la deshidratación de la mezcla azeotrópica etanol-agua se usa ampliamente
esta tecnología, con agentes como benceno, pentano, ciclohexano y dietil-eter. Sin
embargo su alto costo de capital, sus altos requerimientos energéticos, su gran
sensibilidad a impurezas en la alimentación y el uso de químicos tóxicos como el
benceno, ha causado su eliminación en las plantas modernas de etanol y su
reemplazo en las ya existentes.
Recirculación de benceno
A limentación fresca de benceno
Fase
orgánica Fase
Alimentación
acuosa
Etanol concentrado
Torre Torre de
concentradora Torre de recuperación
deshidratación
Vinazas Etanol anhidro Agua
Figura 4. Destilación y deshidratación azeotrópica ternaria
En la figura 4 se muestra un esquema de destilación azeotrópica para la
deshidratación de etanol con benceno o agentes similares. El caldo proveniente de
la fermentación (8−10% de etanol en peso) es alimentado a una columna de
destilación donde se concentra hasta un 93%, este destilado es luego llevado a la
columna de deshidratación donde se obtiene por fondos etanol anhidro. El
19producto de cima, con una composición cercana a la del azeótropo ternario, es
condensado en dos fases líquidas, la fase orgánica, rica en el agente separador se
devuelve a la torre como reflujo, mientras la fase acuosa es decantada y
alimentada a una columna de recuperación, donde se obtiene benceno y la mayor
parte del etanol restante como destilado, para ser recirculados a la columna de
deshidratación, la cual a su vez debe contar con una corriente de alimentación
fresca de benceno [42, 43].
3.3.3.2 Destilación extractiva
Una de las técnicas usadas en la industria para separar la mezcla azeotrópica
etanol agua es la destilación extractiva, que puede llevarse a cabo con agentes de
separación líquidos como glicoles, glicerol, furfural, etilenglicol y tolueno, ó
agentes de separación sólidos como sales solubles.
Destilación con agentes separadores líquidos
•
La destilación extractiva convencional con solventes líquidos requiere como
mínimo una secuencia de 3 pasos, tal como se muestra en la figura 5. El primer
paso consta de una destilación para llevar el etanol hasta una concentración cerca
a su punto azeotrópico, en el segundo se realiza la destilación extractiva
obteniéndose etanol anhidro como destilado y el tercero comprende la
recuperación del solvente por destilación para ser recirculado al proceso [44].
Recirculación de solvente
Alimentación fresca de solvente
Etanol anhidro Agua
Alimenta ción
Etanol concentrado Torre de Torre de
Torre
destilación recuperación
concentradora
extractiva de solvente
Vinazas
Figura 5. Esquema para la destilación extractiva con solvente
Destilación con sales
•
La destilación extractiva con sales es similar a la destilación extractiva con
agentes líquidos; la sal (componente no volátil) es alimentada por la cima de la
20columna (preferiblemente disuelta en la corriente de reflujo), fluye a lo largo de
esta y es completamente removida en los fondos, haciéndose mas fuerte su efecto
en la sección de rectificación que en la de agotamiento [45]. La sal es
posteriormente reconcentrada para ser recirculada al proceso, la técnica de
recuperación consiste generalmente de un tren de evaporadores para concentrar
la solución salina y un secador spray para completar la purificación de la sal como
se presenta en la figura 6. Entre las sales estudiadas para la deshidratación de
etanol se encuentran el cloruro de sodio (NaCl), el cloruro de potasio (KCl), el
cloruro de calcio (CaCl ), el yoduro de potasio (KI) y el acetato de potasio. Una de
2
las principales ventajas de esta tecnología es su bajo consumo energético, como
se ve en la tabla 3.
Tabla 3. Requerimientos energéticos para deshidratación [46]
Proceso de destilación Consumo de energía
(extractivo/azeotrópico) (MJ/kg de etanol)
Acetato de potasio (alimentación de etanol 9,27
concentrada)
Etilenglicol 34,06
Pentano 10,87
Benceno 12,15
Dietil eter 13,59
Etanol
KAc
nóicalitseD
Alimentación Tren de Evaporación
Aire agufirtneC
Aire
Figura 6. Destilación extractiva salina
3.3.3.3 Tamices moleculares
Los tamices moleculares son sustancias granulares, duras, esféricas o cilíndricas
fabricadas a partir de materiales tales como potasio y aluminosilicatos. Se
clasifican de acuerdo al diámetro nominal del poro interno, que provee el acceso
al volumen intersticial libre encontrado en la estructura microcristalina. Para la
deshidratación de etanol se utiliza un tamiz Tipo 3Å, lo que significa que el
diámetro medio de los caminos intersticiales es de 3Å, esto debido a que la
molécula de agua tiene un diámetro medio menor a este valor, mientras que la del
etanol es mayor [16]. Además, las moléculas de agua pueden ser adsorbidas
sobre la superficie interna de los poros del tamiz. Estas razones son las que hacen
útiles los tamices moleculares para la separación de la mezcla etanol agua.
21Este proceso puede realizarse para mezclas etanol-agua tanto en fase vapor
como en fase líquida; en esta última se requiere aplicar gas caliente para
regenerar el tamiz desplazando al agua de este, sin embargo, el tamiz se deteriora
rápidamente (vida media 6 meses) por el choque térmico.
La integración de este sistema con la tecnología PSA (pressure swing, vacuum
purge adsorption) consta de dos lechos de deshidratación, mientras uno opera a
presión produciendo etanol anhidro, el otro es regenerado con el reciclo de una
porción de etanol anhidro sobrecalentado y presiones de vacío (figura 7); de esta
manera el tiempo de vida medio se prolonga a varios años [47].
Regenerado
Etanol sobrecalentado
Tanque
Tamices de reciclo
Alimentación Torre
moleculares
concentradora
Vinazas
Etanol anhidro
Figura 7. Destilación y deshidratación con tamices moleculares
3.3.3.4 Sistema de destilación-pervaporación (proceso híbrido)
Para la deshidratación de etanol los procesos híbridos son las tecnologías mas
prometedoras, especialmente el sistema destilación-pervaporación. Este sistema
consiste en una columna de destilación para llevar la mezcla a su punto
azeotrópico y una unidad de pervaporación para deshidratar el etanol.
La estructura general de los sistemas de destilación pervaporación se presenta en
la figura 8. El producto de cima de la columna se bombea a la primera sección del
tren de membranas, en cada sección el producto retenido (corriente de etanol) es
recolectado y llevado a un intercambiador de calor para recalentarlo y enviarlo a la
siguiente sección. Del lado del permeado opera un sistema de vacío, el permeado
retirado puede ser recirculado a la columna de destilación en su totalidad o
parcialmente.
22Según simulaciones realizadas por Z. Szitkai [48], para un caso industrial se
puede obtener un retenido con un 99,7% en peso de etanol y un permeado con
alrededor de 30%.
Sección de membramas
Precalentador
Retenido
Etanol
Alim entación anhidro
Etanol
concentrado
Columna de
destilación
Vinazas
Permeado Permeado
Condensador
Bomba de vacío
Figura 8. Esquema del proceso destilación-pervaporación
3.3.3.5 Extracción con fluidos supercríticos
La extracción con fluidos supercríticos o cercanos a su punto crítico ha sido
propuesta como una tecnología de bajos requerimientos energéticos para la
separación de mezclas azeotrópicas acuosas. Para la recuperación de etanol se
han probado solventes como el CO , pero debido a que el etanol obtenido solo
2
está deshidratado parcialmente, se ha propuesto el uso de hidrocarburos ligeros
(propano, propileno) como solventes supercríticos para esta separación [49].
El esquema típico de extracción se muestra en la figura 9, consta de un extractor
de alta presión y un tren de deshidratación y recuperación de solvente. La
alimentación es puesta a contracorriente con el solvente en el extractor de alta
presión; el extracto obtenido, que contiene el etanol y una pequeña cantidad de
agua es enviado previa reducción de presión a una torre de destilación, donde se
retira el solvente gracias a su alta volatilidad. En esta unidad también se lleva a
cabo la deshidratación del alcohol, siempre y cuando la volatilidad relativa agua-
solvente sea mayor que uno a las condiciones de la columna. Bajo estas
condiciones, el agua y el solvente son obtenidos como producto de cima y una
mezcla etanol-solvente es retirada en los fondos. La separación entre el etanol y el
solvente toma lugar en la segunda columna de destilación, siempre que no se
forme azeótropo entre estos componentes.
23Alimentación Extracto
Solvente
ed nóiserP nóicalitseD
Agua
rotcartxE
atlA
nóicalitseD
Solvente
Recuperado
Refinado
Recirculación de Solvente
Etanol
Puro
Figura 9. Esquema convencional de extracción con fluidos supercríticos
3.3.3.6 Destilación a vacío
Por debajo de los 6 kPa el azeótropo agua-etanol desaparece y la separación de
los componentes se hace teóricamente posible. El sistema para obtener etanol
anhidro por destilación a vacío consta de dos columnas consecutivas, en la
primera se alimenta la solución diluida para llevarla hasta una composición
cercana a la azeotrópica, el producto de esta columna es llevado a la segunda,
que opera a vacío, para deshidratar el etanol y obtener una composición por
encima del 99% en volumen.
Para obtener un producto de alta pureza es necesario utilizar columnas de
deshidratación con un gran número de etapas (por encima de 40) y con altas
relaciones de reflujo, incurriéndose así en elevados consumos energéticos y altos
costos de capital (diámetros grandes) [44]. En la Figura 10 se presenta un
diagrama esquemático del proceso.
Etanol
Anhidro
oícaV
nóicalitseD
Alimento
a
.tseD
Agua Agua
Figura 10. Destilación y deshidratación de etanol a vacío
243.3.4 TRATAMIENTO Y APROVECHAMIENTO DE RESIDUOS
3.3.4.1 Tipo de residuos del proceso a partir de caña
En una destilería a partir de caña se generan tres tipos de residuos: gaseosos,
sólidos y líquidos.
3.3.4.1.1 Residuos sólidos
Dos tipos de residuos sólidos se generan durante la producción de etanol a partir
de caña de azúcar: El bagazo y las tortas de filtración.
Bagazo
•
Son las fibras remanentes de la extracción del jugo, pueden ser blandas o duras y
generalmente se usan como combustible en los hornos y calderas para la
generación de vapor. El contenido de fibra de la caña de azúcar varía entre
13−17%. Las características generales del bagazo son:
Tabla 4. Composición del bagazo [50]
Parámetro Porcentaje
Humedad 49,4
Carbón 17,98
Cenizas 0,93
Nitrógeno 0,13
El bagazo contiene aproximadamente 50% de humedad, lo que disminuye su
poder calorífico, por lo que es recomendable secarlo antes de quemarlo en los
hornos. El bagazo con un contenido de humedad menor ofrece varias ventajas
como una mejor combustión, reducción del volumen de gases efluentes, mayor
eficiencia en la transferencia de calor, reducción en el consumo de potencia del
ventilador, aumento en la eficiencia de la caldera.
Tortas de filtración
•
Son el producto de la filtración del jugo clarificado. Se usan en mezcla con las
vinazas como fertilizante después de un proceso de biocompostaje.
3.3.4.1.2 Residuos gaseosos
La mayor fuente de emisiones gaseosas son las calderas que utilizan bagazo
como combustible, siendo su principal problema las cenizas ligeras, las cuales son
el producto de la combustión de la fibra blanda del bagazo.
253.3.4.1.3 Residuos líquidos
De todas las aguas residuales provenientes de los complejos
azucareros/alcoholeros, las que son más contaminantes por su concentración de
material orgánico biodegradable y no biodegradable son las vinazas, que se
producen en una proporción de 12 a 15 litros por cada litro de alcohol destilado.
Las vinazas, retienen la materia soluble remanente después de la fermentación y
la destilación de las melazas y el jugo de caña, al igual que los subproductos no
volátiles de la fermentación. Los sólidos solubles presentes en las vinazas
comprenden carbohidratos no fermentables, sales, compuestos inhibidores como
el furfural y sustancias originadas como subproducto del metabolismo de las
levaduras tales como glicerol, propanol y ácido láctico, quienes también inhiben la
reacción y la velocidad de crecimiento.
Tabla 5. Características comunes del agua residual proveniente de una destilería [50]
Caña
Flujo COD BOD TSS
Descripción Molida pH 5
Ton/día m3/día Mg/l Kg/día mg/l Kg/día mg/l Kg/día
Destilería 6674 200 4,7 108667 21733 60830 12166 12160 2432
Límite NEQS* 150 80 150
* Límite NEQS: Nivel máximo permitido para aguas residuales establecido por la National
Environmental Quality Standards
COD: Demanda Química de oxígeno
BOD : Demanda Biológica de oxígeno
5
TSS: Sólidos Suspendidos Totales
Para la disposición de estas aguas residuales se han propuesto varias soluciones
tales como recirculación y re-uso, aplicación directa como fertilizante en irrigación
de cultivos, o tratamientos del agua residual con sistemas biotecnológicos. Los
sistemas biotecnológicos pueden ser tanto anaerobios como aerobios, entre los
anaerobios se tienen lagunas de tratamiento, reactores de manto de lodos de flujo
ascendente, conocidos con sus siglas en inglés como UASB (upflow anaerobic
sludge blanket), reactores empacados operando con flujo ascendente o con flujo
descendente y reactores de lecho fluidizado. En la otra parte se cuentan con
lagunas aeróbicas, reactores aerobios de discos rotatorios y también sistemas de
lecho fluidizado aerobio.
3.3.4.2 Tipo de residuos del proceso a partir de maíz
El tipo de residuos provenientes de la producción de etanol a partir de maíz es una
función de la composición del maíz y sobre todo de la forma en que el proceso es
llevado a cabo, es decir, mediante molienda en húmedo o molienda en seco.
3.3.4.2.1 Molienda en húmedo
En la molienda en húmedo el grano sufre una serie de procesos en los que es
separado en sus componentes: almidón, aceite, proteína y corrientes de fibra, esta
26última posee a su vez: harina de maíz (corn gluten meal) y fibra de maíz (corn
gluten feed).
El principal subproducto que puede ser utilizado como alimento animal es la harina
de maíz ya que es de alto valor, pero de poco volumen de producción, este
contiene 60% de proteínas y una cantidad no apreciable de grasas y aceite [16]. El
siguiente subproducto de importancia es la fibra de maíz, la cual es un
concentrado de fibra residual y líquido normalmente comercializado como alimento
para ganado, se componen de dos fracciones distintas: fibra de maíz y solubles
condensados de maíz provenientes de la destilación (CCDS) [51]. Contiene 20%
de proteína y un poco de grasa y aceite, este es un producto de baja calidad
comparado con los DDGs obtenidos de un proceso con molienda en seco [16].
Los residuos de la destilación contienen proteína soluble, azúcares no
fermentados, células muertas de levadura y químicos tales como glicerol o ácido
láctico. Este material es evaporado hasta una humedad de 50% para formar
CCDS, estos contienen aproximadamente 18% en peso de proteínas y en es una
fuente rica de nutrientes [51].
3.3.4.2.2 Molienda en seco
En el proceso de molienda en seco se procesa el grano completo. De la
sacarificación y la fermentación del maíz se obtiene tanto etanol como las demás
fracciones no convertidas [29], tales como, fibras, aceites, harinas, que luego son
recuperadas de la columna de agotamiento, mediante centrifugación (torta
húmeda), como granos secos de destilería (DDG). Cuando los granos secos de
destilería son combinados con solubles concentrados (jarabe) provenientes de la
evaporación de las vinazas ligeras (líquido remanente de la centrifugación) se
obtienen los granos secos de destilería con solubles (DDGs).
Los DDGs deben cumplir con una especificación comercial de 26-30% de proteína
cruda, aunque en los procesos más eficientes puede contener de 30-32% de
proteína y 8-9% en grasas y vitamina B proveniente de la propagación de la
levadura en la fermentación, lo que le infiere un alto valor comercial [16]. Aunque
los de DDG y los DDGs pueden distribuirse en su forma húmeda, ahorrándose los
costos de secado, su transporte se hace impracticable y sólo sería factible cuando
se tiene un mercado cerca asegurado [52].
3.3.4.3 Tratamiento de agua residual
El objetivo del tratamiento de las aguas con sistemas biotecnológicos es la
necesidad de disminuir su nivel de contaminación; en este caso especialmente su
carga orgánica para poder verterlas de acuerdo a las normas de regulación
ambiental. Generalmente, después de la remoción de los contaminantes, este tipo
de agua puede utilizarse con propósitos de irrigación.
27Para el tratamiento de las aguas residuales se han propuesto varias tecnologías
tales como: Lagunas de tratamiento, filtros de goteo, reactores anaeróbicos de
capa de lodo ascendente y reactores batch de lodos activados en serie. A
continuación se hace una breve descripción de las características técnicas y
operacionales de cada una de ellas.
Tabla 6. Tecnologías para el tratamiento de aguas residuales [50]
Tecnología Características Técnicas Características Operacionales
• Las lagunas anaeróbicas son cuencas • Eficiencia en la remoción de BOD :
s
profundas de tierra, usadas para aguas 85 – 90%
residuales con alta carga orgánica y alta • Requerimiento energético para
concentración de sólidos. aireación en KWh por Kg de BOD
• Las lagunas facultativas son cuencas tratado: moderadamente eficiente.
donde la estabilización de los residuos se • Tiempo de retención hidráulica: muy
lleva a cabo por una combinación de alto.
Lagunas de bacterias aeróbicas, anaeróbicas y • Complejidad mecánica: baja.
tratamiento facultativas. • Subproductos: ninguno.
• Las lagunas aeróbicas son cuencas poco • Impactos ambientales directos: el
profundas usadas para el tratamiento de suelo.
aguas residuales por procesos naturales
• Requerimientos de terreno: grande.
que involucran algas y bacterias.
• Frecuencia de reparación y
• Los estanques de maduración son pozos
mantenimiento: medio.
de baja velocidad de estabilización,
usualmente diseñados para limpiar
efluentes secundarios.
Las aguas residuales fluyen desde la cima • Eficiencia en la remoción de BOD :
s
hacia el fondo, dispersándose sobre un 85 – 90%
material filtrante (piedras, lava o plástico), • Requerimiento energético para
durante este proceso se remueven los aireación en KWh por kg de BOD
componentes solubles y los sólidos que se tratado: muy eficiente (ventilación
adhieren al filtro. natural).
• Tiempo de retención hidráulica: muy
Filtros de
eficiente (se requiere recirculación).
Goteo
• Complejidad mecánica: baja.
• Subproductos: ninguno.
• Impactos ambientales directos:
insectos.
• Requerimientos de terreno:
pequeño.
• Frecuencia de reparación y
mantenimiento: baja.
28Tecnología Características Técnicas Características Operacionales
• La idea básica de este sistema es que los • Eficiencia en la remoción de BOD :
s
flocs de bacterias anaeróbicas tiendan a 80 – 90%
sedimentarse por la gravedad cuando se • Requerimiento energético para
aplica una velocidad de flujo (de agua aireación en Kwh por Kg de BOD
residual) moderada ascendente. De esta tratado: muy eficiente (solo para
Reactores forma no es necesario un tanque aparte bombeo).
anaeróbicos para la sedimentación. • Tiempo de retención hidráulica: muy
de capa de • El agua residual recorre el reactor desde el eficiente.
lodo fondo hasta la cima; para garantizar • Complejidad mecánica: baja.
ascendente suficiente contacto entre el agua residual y • Subproductos: bio-gas.
(UASB) las bacterias en la capa de lodos, el agua • Impactos ambientales directos:
residual se alimenta sobre el fondo del ninguno.
reactor.
• Requerimientos de terreno:
• Los compuestos orgánicos son consumidos pequeño.
por las bacterias anaeróbicas al paso del
• Frecuencia de reparación y
agua residual a través de la capa de lodos,
mantenimiento: baja.
produciendo bio-gas.
• Existen muchas formas de tratamiento de • Eficiencia en la remoción de BOD :
s
lodos activados dependiendo de las 85 – 95%
características del material cargado. • Requerimiento energético para
Reactores batch en serie son los mas aireación en Kwh por Kg de BOD
apropiados para cargas con alto contenido tratado: poco eficiente.
Reactores
orgánico y mas aun si el flujo por hora es • Tiempo de retención hidráulica:
batch de
bajo. moderadamente eficiente.
lodos
• El sistema consiste de tanques aireados, • Complejidad mecánica: alta.
activados
donde ambas, la aireación y la • Subproductos: ninguno.
en serie
sedimentación se llevan a cabo en el • Impactos ambientales directos:
mismo reactor de una forma periódica. Se aerosol.
alimenta y airea por cierto tiempo, se
• Requerimientos de terreno:
suspende la aireación, se espera la
moderado.
sedimentación del lodo y se descarga el
• Frecuencia de reparación y
efluente.
mantenimiento: muy alta.
Las lagunas, debido al gran requerimiento de terreno, a los problemas de olores y
a posibles contaminaciones de aguas subterránea, no son una buena opción. Los
filtros de goteo dada su baja eficiencia, tampoco son recomendables para el
tratamiento de este tipo de agua residuales. El sistema de lodos activados
requiere enormes cantidades de energía para la aireación, haciendo que los
costos de operación y mantenimiento sean muy altos. La tecnología UASB para
tratamiento de aguas residuales altamente concentradas ha ganado popularidad
en ingenios azucareros y destilerías; además el metano producido como
subproducto puede ser usado como fuente energética.
Una configuración que permite reducir los costos del tratamiento por lodos
activados y que representa la opción más efectiva y eficiente económicamente
[51], consiste en acoplar el sistema UASB (de bajo requerimiento energético) con
el de lodos activados. El proceso consiste en alimentar primero el reactor UASB,
donde se remueven los BOD en un 70 a 80%. Los BOD restantes se remueven
s s
posteriormente con un sistema de lodos activados, minimizando así la energía
29requerida. El metano es un importante subproducto de este sistema y puede ser
usado como combustible en las calderas.
3.3.4.4 Aplicación directa en el suelo
Las vinazas y aguas residuales de los ingenios azucareros tienen un alto
contenido de materia orgánica y nutrientes, por lo que son comúnmente utilizadas
sobre los cultivos de caña como bio-fertilizantes [50], pero si no son controladas
adecuadamente por el agrónomo, pueden ser perjudiciales para el ambiente,
especialmente para las aguas subterráneas. El uso de las vinazas como
fertilizantes es mucho mas complicado que el de las cenizas o la torta de filtrado
para el mismo fin; se debe tener en cuenta la vida del cultivo, el clima, la variedad
y el terreno, ya que un uso inadecuado puede reducir la alcalinidad del suelo
destruyendo los cultivos y producir una deficiencia en manganeso inhibiendo la
germinación de la semilla [53].
3.3.4.5 Concentración e incineración de las vinazas
La concentración de las vinazas y la incineración del jarabe obtenido es uno de los
métodos mas usados para dar solución al gran potencial de contaminación que
existe en las vinazas, es decir, es más económico [54] la inversión de capital en
equipos tales como centrífugas y evaporadores, que mezclan este residuo líquido
altamente contaminante con las demás aguas residuales de la planta, que se
tratan con sistemas biotecnológicos.
La concentración de las vinazas consiste en pasarlas por un tren de evaporadores
(algunas veces se usa un centrifuga antes, para separar los sólidos) del cual se
obtiene un jarabe concentrado que puede ser enviado directamente a un
quemador junto a otros residuos sólidos para se usado como combustible, o a un
digestor anaeróbico para la producción de metano. La desventaja de este proceso
son los altos costos de capital, operación y mantenimiento de los evaporadores
[54].
3.3.4.6 Bio-concentración (recirculación) e incineración de vinazas
El proceso de concentración e incineración de las vinazas ha sido usado por
varios años como una solución al problema de contaminación resultante de la
producción de etanol por fermentación, siendo su gran desventaja los altos costos.
Hoy, se propone un método de bioconcentración de las vinazas donde se re-utiliza
la levadura y se recircula parte de las vinazas para la preparación del medio de
fermentación en lugar de agua, como se esquematiza en la figura 11.
El sistema de recirculación de vinazas conlleva al aumento de sub-productos y de
compuestos que inhiben la fermentación. Sin embargo, este problema puede
controlarse recirculando solamente un porcentaje de las vinazas con el fin de
mantener la concentración de los productos indeseables por debajo del nivel de
toxicidad. Se ha encontrado [53] que la recirculación del 60% de las vinazas
30generadas es técnicamente factible y no produce ningún efecto inhibidor, en
cambio disminuye el consumo de nutrientes y ácido sulfúrico.
Cenizas ricas en
Potasio
Melazas
Recirculación de vinazas
Incineración de
Fermentación Destilación Evaporación vinazas
(Generación de
Vinazas Vinazas vapor)
Concentradas
Recirculación
de levadura
V apor generado
Figura 11. Proceso de bioconcentración e incineración de vinazas [53]
313.4 ANÁLISIS ECONÓMICO
La evaluación económica de un proyecto comprende la estimación de varias
medidas de factibilidad (como el potencial económico, el valor presente neto, el
flujo de caja, la tasa interna de retorno, etc), que juegan un papel crucial a través
del diseño conceptual, ya que con ellas se pueden seleccionar o descartar varias
alternativas de proceso desde las primeras etapas de diseño [55]. El tipo de
información necesaria para desarrollar un análisis de factibilidad implica:
Diagrama de flujo del proceso y
Balances de materia y energía
Estimación de los costos de
capital
Estimación de los costos de
operación
Estimación del capital de trabajo
Determinación de la inversión
total de capital
Cálculo de los indicadores de
factibilidad
Figura 12. Aproximación al análisis económico de procesos
3.4.1 DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO Y BALANCES DE MATERIA Y
ENERGÍA
El diagrama de flujo es uno de los componentes más importantes que se obtienen
durante el diseño de procesos, en el se encuentran los equipos mas relevantes
usualmente numerados y nombrados, al igual que todas las corrientes con sus
respectivos flujos, composiciones y estado termodinámico (temperatura, presión,
entalpía). Esta información se emplea para definir el tipo de equipos, su
dimensión, sus requerimientos energéticos, el requerimiento de fluidos de servicio,
de materias primas, etc.
323.4.2 COSTOS DE CAPITAL
Después de determinar los flujos de las corrientes y sus temperaturas, se procede
al diseño y dimensionamiento de los equipos con el fin de estimar su costo,
posteriormente se calcula el costo de instalación y se obtiene lo que se conoce
como “precio del equipo instalado” [55]. La suma del costo de todos los equipos
instalados, mas los costos de administración, de preparación del terreno, los
tanques de almacenamiento, las reservas, las redes de servicio y la contingencia
(gastos imprevistos), generan los costos de capital.
3.4.2.1 Costos de Compra
Existen varias formas de estimar los costos de compra de los equipos, que van
desde cálculos rápidos con una exactitud limitada hasta cálculos muy detallados y
largos pero más exactos. Los más exactos consisten en obtener una cotización de
un vendedor, sin embargo dado que requieren un alto nivel de detalle, que es
costoso de preparar, no se obtienen hasta que no se ha elaborado un diseño
detallado de cada etapa del proceso.
Para la estimación de estos costos en la etapa de diseño conceptual se usan
normalmente correlaciones que no exigen mucha información sobre el diseño del
equipo. Una gran variedad de correlaciones rápidas para estimar el precio de
compra de los equipos se encuentran disponibles en Peters and Timmerhaus [56],
Ulrich [57], Chilton, Happel y Jordan, y Guthrie [55]. Todas estas correlaciones
fueron publicadas hace más de 30 o 40 años por lo que es necesario predecir los
costos en un futuro, para lo cual existen varios métodos que consisten en
multiplicar el costo base en cierto año por la relación entre los índices de costo del
año para el que se desea calcular y el año base. Uno de los índices de costo más
populares es el índice de Marshal y Swift (M&S) que es publicado mensualmente
en la revista Chemical Engineering.
Actualmente, gracias al uso de los computadores se está incrementando el uso de
software y bases de datos que poseen un número elevado de detalles en cuanto al
diseño de equipos, su fabricación, materiales y mano de obra para su instalación,
al igual que costos relativos a la preparación del sitio, costos indirectos, etc.
3.4.2.2 Costos de Instalación
El costo del equipo instalado es el parámetro a tener en cuenta dentro de la
determinación del costo de capital e incluye la mano de obra, los materiales para
la instalación (concreto para las bases, acero para la estructura de soporte,
tuberías, instrumentación, materiales eléctricos, aislamiento y pintura) y algunos
costos indirectos como salarios, prestaciones, vías, etc. Su estimación se puede
hacer como lo propuso Hand [56] a través de factores que multiplican el precio de
compra dependiendo de la clase de equipo o adicionando al precio de compra el
costo de la instalación, como se describe en [57].
333.4.3 COSTOS DE OPERACIÓN
Los costos de operación comprenden los costos de materias primas, fluidos de
servicio (vapor, electricidad, aire de instrumentación), personal, mantenimiento y
administración.
3.4.4 CAPITAL DE TRABAJO
Los fondos del capital de trabajo son necesarios para cubrir los costos de capital
requeridos para operar la planta, incluye los costos de inventario y los fondos para
cubrir las cuentas a recibir.
3.4.5 INVERSIÓN TOTAL DE CAPITAL
Es la suma del capital de trabajo y los costos de capital.
3.4.6 INDICADORES DE FACTIBILIDAD
Son medidas detalladas que involucran la consideración del valor del dinero en el
tiempo y estiman los flujos de caja a través de la vida del proyecto. Indicadores
como el valor presente neto y la tasa interna de retorno, son normalmente usados
antes de tomar una decisión sobre la ejecución de un proyecto [55, 56, 57].
El valor presente neto representa el valor corriente de todas las ganancias netas
recibidas hasta cierto periodo. La tasa interna de retorno representa el máximo
interés que se podría pagar si toda la inversión de capital fuera prestada.
343.5 ANALISIS AMBIENTAL
Existe una gran variedad de metodologías para la Evaluación de Impacto
Ambiental (EIA), algunas simples y otras más complejas para la identificación,
cuantificación y evaluación de los impactos generados por actividades de
desarrollo. Estas surgen fundamentalmente en la década de los 70`s como
consecuencia del Acta Nacional de Política Ambiental (NEPA) de los EE.UU. En
los años posteriores hubo una proliferación de metodologías para realizar la EIA al
igual que algunas técnicas para determinar impactos individuales.
En términos generales, bien se puede afirmar que ningún método de EIA puede
ser considerado el mejor, como tampoco se puede asegurar que existe un método
que sirva o sea apropiado para la evaluación de cualquier tipo de proyecto, por
ello, la elección de un método debe estar basada en su concepción y en su
relación con el tipo de estudio a desarrollar; debe tener en cuenta los recursos
técnicos, financieros y la duración o tiempo que se dispone para realizar el
estudio. Los métodos serán útiles en la medida que sus principios básicos
permitan acceder a una visión global e interdisciplinaria de los componentes
ambientales.
3.5.1 IMPACTO AMBIENTAL EN EL DISEÑO DE PROCESOS
La última década del siglo pasado mostró significantes progresos en cuanto al
comportamiento del ser humano y a las actividades industriales en temas
concerniente al medio ambiente, dando lugar al surgimiento de una serie de
herramientas y términos técnicos que han ganado más y más popularidad, entre
estos se encuentran el desarrollo sostenible (SD), la producción limpia (CP), la
prevención de la polución, la minimización de residuos, la minimización del
impacto ambiental (EIM), eco-eficiencia, química e ingeniería verde (GC&E),
evaluación del ciclo de vida (LCA), ecología industrial, entre otros. Estos
conceptos se encuentran interrelacionados de manera jerárquica, así
considerando al desarrollo sostenible como el concepto más global, seguido de los
conceptos e ideas que tratan de definir y discutir de forma cualitativa la forma de
conseguir la sostenibilidad ambiental (CP, prevención de la polución, ecología
industrial) y finalmente las herramientas más específicas (GC&E, LCA, EIM, eco-
eficiencia). Para el uso de estos conceptos se dispone de la ingeniería de proceso
como una metodología sistemática al servicio de procesos industriales, a la cual
se deben incluir cada vez más los temas ambientales.
Desarrollo sostenible, se interpreta como suplir las necesidades del presente sin
comprometer la habilidad de las futuras generaciones para suplir las suyas.
La ecología industrial hace una aproximación sistemática a las interacciones entre
la industria y el ambiente para evaluar y minimizar impactos. La ecología industrial
incluye un estudio de flujos de materia y energía en las actividades industriales y
35de consumo, los efectos de estos flujos en el ambiente y la influencia de factores
económicos, políticos, regulatorios y sociales sobre el flujo, uso y transformación
de recursos. El objetivo de la ecología industrial es promover la sostenibilidad
ambiental mientras se mantiene o incrementa la viabilidad económica.
Química verde, concepto desarrollado por la EPA, es una de las herramientas que
puede ser usada para implementar las ideas involucradas en la ecología industrial.
El concepto de química verde se basa en un conjunto de 12 principios (anexo A)
[59], cuyo objetivo es prevenir la contaminación y, a diferencia de la ecología
industrial, ayudar a realizar actividades más sostenibles. La química verde
involucra el diseño de productos químicos y procesos que reduzcan o eliminen el
uso y generación de sustancias peligrosas.
Producción limpia, significa la aplicación continua de una estrategia ambiental de
prevención integrada a procesos, productos y servicios para incrementar la
eficiencia y reducir los riesgos hacia los humanos y el ambiente. La producción
limpia ha sido tenida en cuenta como la mejor estrategia y medio tecnológico del
desarrollo sostenible.
La minimización de residuos ha sido extensamente usada en la industria y círculos
académicos. Esta incorpora generalmente tanto la reducción en la fuente como
reciclo para reducir las cantidades y riesgos de los residuos. La minimización de
residuos puede ser considerada como uno de los objetivos de la producción
limpia, aunque al parecer centra su atención en procesos existentes y tiene
menores alcances que la producción limpia. Desde el punto de vista científico la
disminución de residuos no es una norma estricta ya que no diferencia entre
residuos peligrosos y no peligrosos, teniendo en cuenta que no todos los
desechos son perjudiciales para el ambiente, lo que crea la necesidad de una
alternativa más apropiada en la que se haga esta diferenciación. En este sentido,
la minimización del impacto ambiental es una norma más estricta, sin embargo,
esta no es un sinónimo de reducción de tóxicos ni de substitución de químicos
tóxicos, esta tiene alcances similares a los de la minimización de residuos pero
resalta más los diferentes impactos de especies químicas.
Desarrollo sostenible
Minimización Producción limpia
de impacto
ambiental
Minimización de residuos
Figura 13. Alcances del desarrollo sostenible [58].
El alcance de los diferentes términos técnicos es ilustrado en la figura 13. La
minimización de impacto ambiental a diferencia de la reducción de residuos ataca
36las tendencias actuales en ingeniería de proceso considerando temas
ambientales.
El ciclo de vida de un proceso comprende las etapas de investigación y desarrollo
(R&D), diseño conceptual del proceso (síntesis del proceso), construcción,
arranque y operación, mantenimiento y ajuste, y finalmente el cierre. Las
oportunidades de minimización de impacto ambiental difieren considerablemente a
lo largo del ciclo de vida del proceso. En las primeras etapas el grado de libertad
de modificación es mayor, lo que hace que las oportunidades de minimización de
impacto ambiental sean también mayores y además que el costo sea bajo,
mientras que si no se presta atención a los aspectos ambientales hasta la etapa
de construcción, donde aún existen prácticamente muchas oportunidades, el costo
de reajuste incrementará mucho más. Esta situación se ilustra en la figura 14.
Oportunidades Costo
Investigación Diseño Diseño Construcción Arranque y Mantenimiento
Cierre
y desarrollo conceptual ingenieril de la planta operación y reajuste
Figura 14. Oportunidades de minimización de impacto ambiental
a lo largo del ciclo de vida del proceso [58,60]
Por tanto es claro que la etapa clave para la prevención de contaminación o
minimización de impacto ambiental es la síntesis del proceso o etapa de diseño
conceptual. La etapa de diseño conceptual difiere del diseño ingenieril ya que
pertenece a la etapa de investigación y desarrollo más que a las tareas del
departamento de diseño. Esta etapa se ubica entre la investigación de laboratorio
y el diseño de ingeniería, y sirve como conexión entre estos.
Las preocupaciones ambientales han cambiado el diseño conceptual de procesos
en gran medida, ya que la inclusión de estos aspectos implica extender las
fronteras del sistema, multiobjetividad inherente y más restricciones. Todos estos
cambios influencian posteriormente la selección de las rutas de reacción, la
generación de diagramas de flujo alternativos y la selección de criterios
ambientales y métodos de optimización. En la tabla 7 se presentan los pasos que
implica el diseño conceptual de procesos incluyendo aspectos ambientales.
37Tabla 7. Pasos del diseño conceptual de procesos [58]
1. Determinación de las fronteras del sistema
2. Objetivos y funciones objetivo
3. Restricciones
4. Síntesis de las rutas de reacción
• “Sello verde” del producto, materias primas y auxiliares
• Optimización de las rutas de reacción
5. Generación de los diagramas de flujo alternativos
• Sistema reacción – separación
• Redes de recuperación de calor y masa
• Sistema de servicios
• Sistema de tratamiento de residuos
6. Determinación de criterios ambientales
7. Selección de los métodos de optimización
8. Análisis de sensibilidad
3.5.1.1Sistemas de evaluación de impacto ambiental
La medida del desempeño ambiental de un proceso puede ser vista como un
problema de decisión que involucra dos niveles, índices de inspección a nivel del
proceso e indicadores de desempeño ambiental (EPIs) a nivel de las especies
químicas.
Siendo las bases de los índices de inspección, los indicadores de desempeño
ambiental tienen suficiente libertad para considerar el destino de todos los
componentes involucrados y sus posteriores impactos. Sin embargo, debido a la
complejidad de los efectos ambientales en la dimensión espacio-tiempo, el
desarrollo y selección de los indicadores de desempeño ambiental apropiados es
una tarea compleja de decisión que depende de los efectos predichos, la
información disponible y la decisión ambiental. Las categorías de impacto más
comunes se muestran en la Tabla 8. La selección de las categorías a considerar
depende del objetivo de evaluación, pero generalmente los indicadores
seleccionados deben tener en cuenta el ciclo de vida completo del producto, es
decir, los indicadores de desempeño ambiental deben proveer puntos de
referencia para cuatro áreas de enfoque: consumo de fuentes minerales, consumo
energético, dispersión de químicos y consumo de fuentes biológicas.
En la última década se han desarrollados muchos indicadores de desempeño
ambiental, de los cuales se identifica una tendencia en su evolución: primero se
considera la minimización de la masa de residuo producida o generada, luego la
minimización de la contribución a problemas ambientales específicos, y finalmente
la minimización del impacto ambiental global. Algunos indicadores típicos son:
relación de residuo, residuo másico ponderado; indicadores relacionados a la
salud: toxicidad, índice de sostenibilidad del proceso (SPI), equivalencia
concentración/toxicidad (CTE), potencial de toxicidad humana (HTP); impacto de
daño ambiental: potencial calentamiento global (GWP), potencial deterioro de la
capa de ozono (ODP), BOD o COD, índice de peligro ambiental (EHI), métodos
basados en bioacumulación; indicadores globales: eco-indicador 95 [61,58],
38método de análisis exergy, métodos basados en ecotoxicidad y métodos basados
en FST.
Tabla 8. Algunas categorías de impacto [58]
Categorías de David & Stefanis Cabezas Young & SETAC
Impacto Kincaid et et al., et al., 1997 Cabezas, Barbara et
al.,1993 1996 1999 al., 1995
Consumo de energía √
Consumo de recursos √
Efecto de invernadero √ √ √ √
Deterioro de la capa de
√ √ √ √
ozono
Acidificación √ √
Eutrofización (terrestre
√
y acuática)
Smog fotoquímico √ √ √
Toxicidad humana √ √ √ √ √
Ecotoxicidad (terrestre,
√ √ √ √ √
acuática)
Área usada y
√
diversidad de especies
Olor √
Ruido √
Todos los indicadores varían en la facilidad de operación y nivel de precisión,
entre ellos los métodos basados en un modelo ecotoxicológico son los más
prometedores gracias a que se han construido amplias bases de datos, en cuanto
a flexibilidad los métodos basados en el conjunto de teorías difusas (FST) son
esquemas de mejor comprensión dada su capacidad de combinar datos de
diferentes cualidades conservando sus contenidos de información.
La evaluación del ciclo de vida (LCA) es una herramienta de análisis sistemática
que considera los impactos ambientales de productos o servicios, provee una
estructura de referencia para el desarrollo de índices de inspección, especialmente
en la extensión de las fronteras del sistema hacia partes del ciclo de vida completo
de un producto. Sin embargo, esta herramienta no es apropiada para la etapa de
diseño conceptual donde sólo se dispone de información limitada y altamente
incierta. Un rasgo común de los índices de inspección apropiados para el diseño
conceptual, es el basarse en simples balances de masa. De tal manera el
algoritmo de reducción de residuos (WAR) propuesto por Hilaly y Sikdar (1994) se
basa en el concepto de balance de contaminación, los modelos ecotoxicológicos
desarrollados por Elliott et al (1996) usan masa en vez de concentración y los
índices ambientales desarrollados por Heinzie et al (1998), considerando los
diferentes niveles de decisión en el diseño conceptual, se basan en pérdidas de
masa. El balance de energía es rara vez incluido en esta etapa, aunque otros
autores tales como Young & Cabezas (1999) [62, 63, 64] lo han tenido en cuenta.
Lejos de ser un procedimiento técnico simple, el desarrollo y selección de los
índices de inspección apropiados es un complejo de actividades de tipo muy
39diferente. En el presente, el algoritmo WAR es quizás el más práctico de estos y
puede ser incorporado en diferentes software comerciales como Chemcad y
Aspen Plus [58, 60, 65].
3.5.2 ALGORITMO DE REDUCCIÓN DE RESIDUOS (WAR)
En la industria química los métodos de prevención de contaminación toman fuerza
en el diseño de procesos con el objetivo de crear plantas que generen en lo
posible la más baja contaminación.
La metodología del algoritmo WAR, desarrollada por el National Risk Management
Research Laboratory de la U.S. Environmental Protection Agency, propone añadir
una relación de conservación sobre el potencial de impacto ambiental basado en
los flujos de impacto de entrada y salida del proceso. Para su aplicación la EPA
desarrolló un software llamado WAR GUI.
El potencial de impacto ambiental de una cantidad dada de materia o energía
puede ser definida como el efecto que esta materia y energía tendría en promedio
sobre el ambiente si ellos fueran descargados fuera del proceso. Dado que la
definición implica que el impacto es una cantidad aún no realizada el potencial de
impacto ambiental es de naturaleza probabilística. Así, los potenciales de impacto
ambiental de una industria química son generalmente causados por la energía y la
materia que el proceso adquiere o emite al ambiente.
El potencial de impacto ambiental es una cantidad que no puede ser medida
directamente, sin embargo, se puede calcular a partir de cantidades medibles
usando relaciones funcionales entre ellas.
Manufactura Distribución Uso del
del producto producto
Adquisición Disposición
de reactivos del producto
Ambiente
Figura 15. Ciclo de vida del producto
WAR es una herramienta usada por los ingenieros de diseño para realizar la
evaluación de la amigabilidad ambiental de un proceso. Esta metodología puede
ser usada en la etapa de diseño de un futuro proceso o en el retro-ajuste de un
40proceso existente y se hace aún más útil cuando es acoplada a software de
simulación. Dentro del ciclo de vida de un producto WAR es aplicable sólo en su
manufactura (ver figura 15).dado que es allí donde se da la conversión de
materias primas en productos y donde se genera la mayor parte de impacto
ambiental.
3.5.2.1 Ecuación de conservación
Tradicionalmente el diseño de procesos químicos se basa en la aplicación de
balances de materia y energía acompañado de termodinámica, ingeniería de las
reacciones químicas e ingeniería económica, la metodología WAR propone
agregar una relación de conservación sobre el potencial de impacto ambiental
basada en un balance de flujo de impacto ambiental de entrada (in) y salida (out)
del proceso. Este flujo de impacto está relacionado a los flujos de masa y energía
pero no es equivalente a ellos, el proceso de generación de energía puede ser
considerado simplemente como una instalación de generación de potencia tal
como se muestra en la figura 16. La ecuación de conservación de impacto del
sistema es:
dI
syst = I(cp) + I(ep) − I(cp) − I(ep) − I(cp) − I(ep) + Isyst
(1)
dt in in out out we we gen
I(ep) I(cp)
out out
Energía
masa masa Energía
residual
residual
I w(e ep) Proceso de Proceso I w(c ep)
energía
generación químico
de energía
masa masa
I(ep) I(cp)
in in
Figura 16. Balances de materia, energía e impacto de un proceso químico
donde los superíndices “cp” y “ep” se refieren al proceso químico y al proceso de
generación de energía, respectivamente.
I
es la cantidad de potencial de impacto ambiental al interior del sistema
syst
(proceso químico + proceso de generación de energía).
41I(cp) I(cp)
e son las velocidades de entrada y salida de potencial de impacto
in out
ambiental del proceso químico.
I(cp) I(ep)
e son las velocidades de entrada y salida de potencial de impacto
in out
ambiental del proceso de generación de energía.
I(cp) I(ep)
e son las salidas de potencial de impacto ambiental asociadas con la
we we
energía residual perdida en el proceso químico y el proceso de generación de
energía.
Isyst
es la velocidad de generación de potencial de impacto ambiental al interior
gen
del sistema debido a reacciones químicas y otros medios.
Cabe anotar que el proceso puede consumir potencial de impacto ambiental y por
tanto la velocidad de generación de potencial puede ser negativa. Para el estado
estable la ecuación de conservación se reduce a:
0 = I(cp) + I(ep) − I(cp) − I(ep) − I(cp) − I(ep) + Isyst
(2)
in in out out we we gen
la cual implica que no se acumula potencial de impacto ambiental en el sistema.
Las expresiones que relacionan el potencial de impacto ambiental de los flujos de
entrada y salida del proceso químico son:
I(cp) = ∑I(i) =∑M(i)∑x ψ
i j j kj k (3)
j j k
I(cp) = ∑E(cp)ψ
we j we (4)
j
Donde la sumatoria sobre “j” para la ecuación (3) es tomada sobre las corrientes
de entrada o salida según “i” sea in u out.
I(cp)
es la velocidad de potencial de impacto ambiental de entrada o salida del
i
proceso según “i” sea in o out.
M(i)
es la velocidad de flujo másico de la corriente “j”, la cual puede ser una
j
entrada o una salida.
x es la fracción másica del químico “k” en la corriente “j”.
kj
ψ es el potencial de impacto ambiental global del químico “k”.
k
E(cp)
es la velocidad de emisión de energía residual del proceso químico.
j
ψ es el potencial de impacto ambiental por emisión de energía.
we
42Las ecuaciones (3) y (4) sólo relacionan los potenciales de impacto ambiental
asociados con los químicos puros, hasta el momento no se consideran los
impactos combinatorios que podrían obtenerse con mezclas de químicos.
Las expresiones para el proceso de generación de energía son:
I(ep) = ∑I(in) =∑M(in)∑x ψ
in j j kj k (5)
j j k
ep−g ep−s
I(ep) = ∑I(out) =∑M(out)∑x ψ + ∑M(out)∑x ψ
out j j kj k j kj k (6)
j j k j k
I(ep) = ∑E(ep)ψ
we j we (7)
j
donde,
I(ep) I(ep)
e son las velocidades de potencial de impacto de entrada y salida del
in out
proceso de generación de energía.
E(ep)
es la velocidad de emisión de energía residual del proceso de generación de
j
energía.
ψ es el potencial de impacto ambiental para la emisión de energía residual.
we
I(ep) I(ep)
Para la entrada de materia y la salida de energía residual , las
in we
sumatorias sobre “j” y “k” son tomadas sobre todas las corrientes de entrada “j” y
todos los componentes “k” asociados con el proceso de generación de energía.
I(ep)
Para la salida, , la sumatoria sobre las corrientes “j” está dividida en dos, (ep-
out
g) para las corrientes de salida gaseosas y otra sumatoria sobre las corrientes de
salida sólidas (ep-s) cuando el combustible utilizado es carbón.
Suposiciones
•
1. Aunque la emisión de energía directa al medioambiente es probable que tenga
algún impacto, los impactos debidos a la emisión de energía residual serán
despreciados y por tanto ψ es igual a cero. Esto gracias a que las plantas de
we
procesos químicos generalmente no emiten grandes cantidades de energía
residual y además el potencial de impacto ambiental asociado con la emisión de
masa es usualmente mucho más grande que la asociada con la emisión de
energía.
2. El potencial de impacto ambiental de las corrientes de salida sólidas puede ser
asumido despreciable en comparación con las corrientes de salida gaseosas.
Como resultado de estas suposiciones se obtiene que las ecuaciones (4) y (7) son
iguales a cero, mientras que la ecuación (6) se reduce a:
43ep−g
I(ep) = ∑I(out) =∑M(out)∑x ψ
out j j kj k (8)
j j k
Proceso de generación de energía
•
Para la evaluación del potencial de impacto ambiental asociado a la generación de
energía WAR GUI presenta tres opciones de combustible para la planta de
generación de potencia: carbón, gas natural y petróleo.
En cuanto al carbón, las corrientes de entrada de masa a este proceso consisten
principalmente de carbón y aire húmedo, de estos componentes el único que tiene
un potencial de impacto ambiental significativo es el carbón. El carbón consiste de
una matriz sólida muy compleja que incluye metales, sulfuros y un amplio rango de
componentes orgánico. Muchas de estas sustancias son peligrosas para la salud
humana y el medio ambiente. Sin embargo, estos componentes se encuentran
atrapados en una matriz sólida que los mantiene en un estado apropiado para no
causar impacto ambiental y es así como el ψ para los componentes del carbón
we
es igual a cero.
En cuanto a la corriente de masa de salida del proceso de generación de energía,
I(ep)
, las corrientes principales consisten de contaminantes como: NO , CO , SO ,
out x 2 2
etc., los cuales son conocidos por tener impactos sobre la salud humana y el
medio ambiente, y por tanto son tenidos en cuenta para el análisis. Las corrientes
sólidas consisten de escoria de carbón, cenizas no-combustibles e impurezas del
carbón; todos estos se encuentran en forma sólida lo que los hace relativamente
poco disponibles para causar impacto ambiental en comparación con las
corrientes gaseosas.
3.5.2.2 Índices de impacto ambiental
Para procesos en estado estable se pueden definir de la ecuación (2) dos clases
de índice para el impacto ambiental de la industria química. La primera clase de
índices mide el potencial de impacto ambiental emitido por el proceso y la otra
mide la generación de potencial de impacto en del proceso. Dentro de cada clase
se definen dos índices principales: los de impacto total y los de impacto por masa
de producto.
Potencial de impacto de salida
•
Impacto total
I(t) = I(cp) + I(ep) + I(cp) + I(ep)
(9)
out out out we we
44cp ep−g
I(t) = ∑M(out)∑x ψ + ∑M(out)∑x ψ
out j kj k j kj k
j k j k
Impacto por masa de producto
cp ep−g
∑M(out)∑x ψ + ∑M(out)∑x ψ
^(t) j kj k j kj k
I = j k j k
out ∑P (10)
P
P
Potencial de impacto generado
•
Impacto total
I(t) = I(cp) − I(cp) + I(ep) − I(ep) + I(cp) + I(ep)
(11)
gen out in out in we we
cp cp ep−g
I(t) = ∑M(out)∑x ψ −∑M(in)∑x ψ + ∑M(out)∑x ψ
gen j kj k j kj k j kj k
j k j k j k
Impacto por masa de producto
cp cp ep−g
∑M(out)∑x ψ −∑M(in)∑x ψ + ∑M(out)∑x ψ
^(t) j kj k j kj k j kj k
I = j k j k j k
gen ∑P (12)
P
P
^(t)
I(t)
I
La primera clase de índices, out , out , caracterizan el potencial de impacto
ambiental emitido por el sistema y su principal uso consiste en resolver preguntas
acerca de la eficiencia ambiental externa del proceso, es decir, la habilidad de la
planta para producir productos deseados mientras se causa daño sobre el
ambiente a un mínimo potencial de impacto ambiental. El valor más pequeño de
estos índices indica el proceso más eficiente ambientalmente. Debido a que el
I(t)
índice es la velocidad total de salida de impacto, este puede ser útil para
out
decidir si una planta dada es apropiada para un sitio en particular, también puede
ser útil en el dimensionamiento de la planta con base en la capacidad ambiental
^(t)
de los alrededores en busca de disipar el impacto ambiental. El índice I out es
más útil cuando se desea comparar el potencial de impacto ambiental de procesos
alternativos independientemente del tamaño de la planta.
45^(t)
I(t)
I
La segunda clase de índice, , gen, caracteriza el potencial de impacto
gen
ambiental generado por el sistema y su principal uso consiste en resolver
preguntas acerca de la eficiencia ambiental interna del proceso, es decir, la
habilidad de la planta para producir productos deseados mientras se genera un
mínimo potencial de impacto ambiental. El valor más pequeño de estos índices
I(t)
indica el proceso más eficiente ambientalmente. El es útil al momento de
gen
^(t)
I
comparar diferentes diseños en una base absoluta, mientras que el gen se usa
cuando se comparan diseños independientemente del tamaño de la planta.
3.5.2.3 Impacto ambiental químico
Para la aplicación de la metodología WAR se requieren los potenciales de impacto
ambiental y posteriormente un número de impacto relativo (ψ ) para cada químico
k
“k” sobre un amplio rango de diferentes impactos ambientales químicos.
Expresión del impacto químico
Para aplicar la metodología a procesos químicos, la siguiente expresión ha sido
desarrollada (Mallick et al. 1996) [63]
ψ = ∑αψs
(13)
k l kl
l
Donde la suma es tomada sobre las categorías de potencial de impacto ambiental
químico. αes un factor de peso relativo de la categoría de impacto “l”, y es usado
l
para expresar la importancia relativa de las categorías de impacto generalmente
en función de la ubicación de la planta. ψs es el potencial de impacto ambiental
kl
del químico “k” para una categoría de impacto del tipo “l” y tiene unidades de
potencial de impacto ambiental por masa. Los valores de ψs se obtienen de los
kl
puntajes relativos para los químicos mediante la normalización de acuerdo a:
( )
score
ψs = kl
kl ( score) (14)
k l
Donde (score) es el puntaje relativo del químico “k” sobre una escala arbitraria
kl
dentro de la categoría de impacto “l” y (score) es un promedio aritmético de los
k l
puntajes de todos los químicos “k” dentro de la categoría de impacto “l”.
46Clasificación de impactos [66,67]
•
Las categorías se dividen en dos áreas generales, con cuatro categorías en cada
área: atmosférica global y toxicológica global. Las cuatro categorías de impacto
atmosférico global son: potencial de calentamiento global (GWP), potencial de
agotamiento de ozono (ODP), potencial de acidificación o lluvia ácida (AP) y
oxidación fotoquímica o potencial de formación de smog (PCOP). Las cuatro
categorías de impacto toxicológico global son: potencial de toxicidad humana por
ingestión (HTPI), potencial de toxicidad humana por inhalación o exposición
dérmica (HTPE), potencial de toxicidad acuática (ATP), y potencial de toxicidad
terrestre (TTP).
Potencial de toxicidad humana por ingestión, HTPI
El potencial de toxicidad humana por ingestión (HTPI) es aproximado por el valor
de la dosis letal a través de ingestión que mataría el 50% de una muestra de
ratas,”oral rat LD”. Este es un indicador popular para evaluar la toxicidad de los
químicos. Los LD s son generalmente reportados en unidades de mg de
50
químico/Kg rata. En este sistema, un valor mayor de LD representa un químico
50
menos tóxico, por lo tanto, este valor de impacto es obtenido invirtiendo el valor
del LD :
50
1
( )
score = (15)
k,HTPI ( LD )
50 k
Potencial de toxicidad humana por inhalación o exposición dérmica, HTPE
El potencial de toxicidad humana por inhalación o exposición dérmica (HTPE) es
aproximado usando los valores límite umbral de 8 horas (TLV) como es
recomendado por OSHA (Occupational Safety and Health Administration), ACGIH
(American Conference of Governmental Industrial Hygienists o NIOSH (National
Institute for Occupational Safetyand health). Esta fue considerada ser una medida
adecuada en comparación con los químicos que amenazarían la salud humana a
través de rutas de inhalación o exposición dérmica. Las unidades para la LTV
están en mg/m3.
1
( )
score = (16)
k,HTPE ( TLV )
k
Potencial de toxicidad acuática, ATP
El potencial de toxicidad acuática (ATP) es estimado usando datos toxicológicos
para una especie representativa de pez, Pimephales promelas (peces pequeños).
Esta especie fue escogida debido a su aceptación como un indicador universal y a
la prevalencia de datos. Los datos vienen en la forma de LC , una concentración
50
47letal que causa la muerte en el 50% de los especimenes de prueba. El valor en
puntos para esta categoría es calculado como el inverso de la LC :
50
1
( )
score =
k,ATP ( LC ) (17)
50 k
Potencial de toxicidad terrestre, TTP
El potencial de toxicidad terrestre (TTP) es determinada usando datos
toxicológicos de una especie terrestre, la rata. Esta especie fue escogida debido a
su aceptación como un indicativo de las especies terrestres y a la prevalencia de
datos. El valor es el mismo usado para estimar el potencial de toxicidad humana
por ingestión.
Potencial de calentamiento global, GWP
El potencial de calentamiento global (GWP) es determinado comparando la
cantidad de radiación infrarroja que una unidad de masa de químico puede
absorber en 100 años a la que puede absorber una unidad de masa de dióxido de
carbono en el mismo espacio de tiempo. Esta medida toma en cuenta el
decaimiento de los químicos en la atmósfera en este intervalo de tiempo.
Potencial deterioro de la capa de ozono, ODP
El potencial de agotamiento de ozono (ODP) es determinado comparando la
velocidad a la cual una unidad de masa de químico reacciona con ozono para
formar oxigeno molecular a la velocidad a la cual una unidad de masa de CFC-
11(triclorofluorometano) reacciona con ozono para formar oxigeno molecular. En
general, para un químico tener ODP debe contener un átomo de bromo o cloro.
Estas cantidades toman en cuenta la descomposición de los químicos en la
atmósfera. Los productos de descomposición no son incluidos como fuente de
ODP.
Potencial de acidificación AP
El potencial de lluvia ácida o potencial de acidificación (AP) es determinado
comparando la velocidad de liberación de H+ promovida por un químico a la
velocidad de liberación de H+ en la atmósfera promovida por el SO .
2
Potencial de oxidación fotoquímica, PCOP
El potencial de oxidación fotoquímica (PCOP) o potencial de formación de smog
(SFP) es determinado comparando la velocidad a la cual una unidad de masa de
químico reacciona con un radical hidroxilo (OH) a la velocidad a la cual una unidad
de masa de etileno reacciona con (OH).
484. METODOLOGÍA UTILIZADA
4.1 ANÁLISIS DE LOS ESQUEMAS ACTUALES PARA LA PRODUCCIÓN DE
ETANOL CARBURANTE
4.1.1 REVISIÓN BIBLIOGRÁFICA
Se realizó una amplia revisión bibliográfica de las tecnologías existentes para la
obtención de etanol a partir de material con alto contenido en azúcares, material
amiláceo y biomasa lignocelulósica. Esta revisión se hizo para cada una de las
etapas del proceso: Pretratamiento de la materia prima (acondicionamiento e
hidrólisis), fermentación, separación y deshidratación y tratamiento de efluentes
líquidos. Los resultados de esta revisión se incluyen dentro del marco teórico de
este trabajo.
4.1.2 COMPARACIÓN CUALITATIVA DE LAS TECNOLOGÍAS PARA LA
PRODUCCIÓN DE ETANOL
La comparación de las tecnologías se realizó por etapas, primero se presentan en
tablas las desventajas y ventajas de cada una de acuerdo a la revisión
bibliográfica; luego se realizó una evaluación cualitativa a cada tecnología con
base en criterios económicos y ambientales, dando calificaciones a cada criterio;
finalmente se ponderan las calificaciones y se obtiene un indicador integral de la
tecnología.
Los criterios establecidos para la evaluación cualitativa se exponen a continuación.
Se propuso una calificación cualitativa para cada criterio con valores de 1, 2 o 3,
donde “1” corresponde a la mejor calificación, 2 a una calificación media y 3 a la
peor, de acuerdo a la definición de cada criterio.
Criterios económicos
•
Madurez de la Tecnología (MT): Se basa en el nivel de avance que posee la
tecnología en la actualidad, es decir, si se encuentra en fase de investigación,
experimental, planta piloto, construcción o disponible comercialmente. En este
criterio “1” corresponde al mayor desarrollo tecnológico (disponible
comercialmente).
Costos de Capital (CC): Se refiere al costo de compra de los equipos, en este
caso “1” describe los de menor costo.
Consumo Energético (CE): En este criterio se tendrán en cuenta tanto las
condiciones de operación, es decir, condiciones suaves o altas temperaturas y
49presiones, como la energía requerida para la obtención de un litro de etanol. Para
este caso “1” corresponde al de menor consumo energético.
Eficiencia (E): Se define de acuerdo a cada etapa del proceso; en el las etapas de
transformación química depende del grado de conversión de materias primas, en
la separación se analiza de acuerdo a la recuperación de producto deseado y en
el tratamiento de residuos en la eliminación de contaminantes. “1” representa la
mayor eficiencia.
Deterioro de Equipos (DE): Consiste en el deterioro causado principalmente por
las condiciones de operación y poder corrosivo de las sustancias presentes. Un
valor de “1” se le asignará a las tecnologías que posean equipos de menor
deterioro con el tiempo.
Influencia de la Variabilidad de la Composición en la Alimentación (VC): Se refiere
al desempeño de la tecnología cuando se presentan pequeñas fluctuaciones en la
composición de la alimentación y se le asigna un valor de “1” a aquellas que no se
ven afectadas por este problema.
Facilidad de Automatización y Control (AC), Se dará un valor de “1” a las
tecnologías de más fácil automatización y control.
Criterios ambientales
•
Impacto Ambiental: Se basa en las heurísticas para el diseño de procesos más
amigables ambientalmente [59, 70].
Uso y recuperación de sustancias diferentes a la materia prima principal
•
(RS) *: Se refiere al uso de solventes, arrastradores, ácidos, etc.
Generación de coproductos y residuos aprovechables (GC) **.
•
Generación de corrientes diluidas (CD)
•
Posibilidad de recirculación (PR)
•
Impactos Ambientales Directos (IA), se refiere a la acción directa de la
•
tecnología sobre el ambiente (suelo, agua y aire).
Para estas categorías, la evaluación se hará mediante la asignación de “1” a las
tecnologías de menor impacto ambiental, con excepción de la primera (*) y la
segunda (**), para las que solo existen dos posibilidades. En la primera (*) “3” para
una respuesta afirmativa (Si) y “1” para una respuesta negativa (No) y en la
segunda (**) “3” para una respuesta negativa (No) y “1” para una respuesta
positiva (Si).
Especificidad hacia el Producto Deseado (EP), Se asigna “1” a las tecnologías
más específicas.
Al final de las tablas de comparación se presenta el total ponderado para cada una
de las tecnologías, que integra todos los criterios. La integración se realiza de
50acuerdo a la importancia de cada criterio, es decir, a cada uno se asigna un factor
de peso, teniendo en cuenta que los criterios económicos (MT, CC, CE, E, DE,
AC, VC) deben contribuir con alrededor de un 80% y los ambientales con un 20%,
en concordancia con lo que se estipula a nivel mundial para este tipo de análisis
[71].
4.2 ELECCIÓN DEL ESQUEMA TECNOLÓGICO MÁS ADECUADO PARA
CADA MATERIA PRIMA: MAÍZ Y JUGO DE CAÑA DE AZÚCAR
4.2.1 SELECCIÓN DEL ESQUEMA GENERAL DE PROCESO
Del esquema de resultados de la comparación de las tecnologías (Figura 18) se
trazan líneas de unión, como se puede ver en la figura 19, partiendo de una
materia prima y pasando por cada una de las etapas, para formar diferentes
esquemas de proceso de acuerdo al tipo de materia prima. La evaluación de la
línea formada se hace sumando los puntajes de cada tecnología obtenidos en el
literal anterior. Con este procedimiento se evaluaron diferentes líneas de proceso
para las diferentes materias primas, la línea de menor puntaje es la más adecuada
para la materia prima utilizada.
4.2.2 EVALUACIÓN DE LAS MATERIAS PRIMAS
Se calculó el rendimiento por año de las materias primas (sólo se tuvo en cuenta
como tal el maíz o la caña, sin considerar otro tipo de suministros) para la
producción de etanol y el costo de la materia prima en el que se incurre en la
producción de un litro de etanol, basados en la información reportada en el marco
teórico.
4.3 DETALLAMIENTO DE CADA UNA DE LAS ETAPAS PARA LOS DOS
ESQUEMAS DE PROCESO
La metodología aplicada para desarrollar este objetivo consiste de dos etapas:
1. Determinación de la cantidad de materia prima requerida teniendo como base
de cálculo la producción de etanol anhidro. Inicialmente se propuso una
producción de 150.000 lt/día de acuerdo a lo pronosticado por el gobierno para
consumo de etanol en mezclas con combustible en el eje cafetero, sin embargo,
para efectos de comparación con otros trabajos realizados dentro del grupo de
investigación de Procesos Químicos Catalíticos y Biotecnológicos [68], se optó por
modificar ésta base de cálculo a 537.720 lt/día. Con este dato y los rendimientos
hacia etanol a partir de maíz y caña, se calculó la materia prima necesaria.
512. Ya especificado el tamaño de la planta, se procedió con la descripción de las
condiciones de operación y bases de diseño para las áreas que conforman el
proceso de fabricación de etanol anhidro. Esta descripción incluye temperaturas,
presiones, concentración de sólidos, reacciones y los balances de materia que
sean necesarios.
Las áreas de proceso son:
Almacenamiento y pretratamiento: dentro de ésta área se especificó la
•
composición de la materia prima, el pretratamiento que es necesario
efectuar, los subproductos o residuos que se obtienen de su
acondicionamiento, las condiciones a las que se envía la materia prima a la
siguiente área y las respectivas temperaturas y reacciones.
Fermentación: se especificaron las reacciones, la temperatura y las
•
condiciones a las que se envía el producto a la siguiente área.
Separación y deshidratación: se especificaron los criterios de diseño de las
•
torres de destilación (composición de destilado y fondos) y del equipo de
deshidratación.
Tratamiento de residuos: Se especifican las condiciones y criterios de
•
diseño de los evaporadores con el fin de tratar los efluentes del área de
separación (áreas y concentración de sólidos).
4.4 SIMULACIÓN EN UN SOFTWARE COMERCIAL DE CADA PROCESO DE
ACUERDO A LAS CONDICIONES HALLADAS
1. Identificación e ingreso de los componentes necesarios para la simulación de
los dos procesos. Esto incluye la búsqueda de las sustancias que se encuentran
en las bases de datos del simulador y de los componentes que no se encuentran
allí, para ser ingresados junto con sus propiedades o modelados como otra
sustancia con propiedades físicas y químicas similares.
En el caso de la caña hay sustancias que son un conjunto de diferentes
componentes, tales como gomas, ácidos, grasas y fuentes de nitrógeno. Para la
simulación estas sustancias fueron modeladas considerando sus principales
componentes. Así el glicerol representó las gomas y grasas, el ácido málico los
ácidos y las proteínas las fuentes de nitrógeno.
En la tabla B1 del anexo B se muestra la lista de los componentes incluidos en la
simulación, como se indica en ella muchos de los componentes no son de la base
de datos del Aspen Plus y han sido ingresados en una base de datos de usuario
con sus respectivas propiedades.
2. Simulación de las diferentes áreas que conforman cada uno de los procesos.
La simulación de los esquemas tecnológicos para la producción de etanol anhidro
a partir de dos materias primas, caña de azúcar y maíz, se realizó usando el
simulador de procesos Aspen Plus versión 11.1 (Aspen Technologies, Inc., EUA).
52Empleando para el cálculo de los coeficientes de actividad el modelo
termodinámico NRTL y para el comportamiento de la fase de vapor el modelo de
Hayden-O’Conell.
La simulación se efectuó en un orden consecutivo, es decir, se comenzó con el
área de pretratamiento y se avanzó al área de fermentación a medida que las
unidades no presentaran problemas de convergencia o de especificación y así
consecutivamente se fueron incluyendo nuevas unidades y corrientes hasta llegar
al área de tratamiento de residuos.
Debido a que fue necesario el reciclo de algunas corrientes, inicialmente se creó
una corriente que representara este reciclo con sus condiciones y composiciones
esperadas. Cuando al avanzar en la simulación se llegó a aquella unidad donde se
generaba la corriente de reciclo, se eliminó la corriente ficticia y se hizo la
recirculación real.
Dentro de la simulación de cada proceso se cumplió con las especificaciones y
condiciones determinadas en el objetivo 3. Los dos esquemas de producción
incluyen las áreas de:
Pretratamiento
•
Fermentación
•
Separación y deshidratación
•
Tratamiento de residuos
•
Para la simulación de las áreas de separación se aplicó el método corto DSTWU
(shortcut distillation design Winn-Underwood-Gilliland) incorporado al Aspen Plus,
que proporcionó una estimación inicial del número mínimo de etapas teóricas, de
la relación de reflujo, la localización de la etapa de alimentación y la distribución de
los componentes. El cálculo riguroso de las condiciones de operación en las
columnas de destilación se desarrolló con el módulo RadFrac (rigorous
fractionation) basado en el método de equilibrio inside-out que utiliza las
ecuaciones MESH.
Para estudiar el efecto de las principales variables de operación (relación de
reflujo, temperatura de alimento, agua de lavado, etc.) sobre la pureza del etanol
obtenido y el consumo energético de la operación, se realizaron análisis de
sensibilidad. El resultado final es el establecimiento de las condiciones de
operación que permiten desarrollar procesos de separación energéticamente
eficientes
534.5 EVALUACIÓN AMBIENTAL Y ECONÓMICA CONJUNTA DE CADA
PROCESO
4.5.1 EVALUACIÓN ECONÓMICA
La evaluación económica de los procesos de obtención de etanol a partir de maíz
y jugo de caña de azúcar se estimó en dólares para un periodo de 10 años (cada
periodo de 8.000 horas), una producción de 17.696,99 kg/h para el proceso a
partir de caña y 17.837,23 kg/h para el proceso a partir de maíz, una tasa de
interés del 20% anual, un valor de salvamento del 20%, el método de depreciación
de línea recta y un impuesto de renta de 3,85% para el eje cafetero (Ley
Quimbaya) y 38,5 en el resto del país. Para la evaluación se determinó: el costo
de capital, los costos de operación y el capital de trabajo, con fecha del 30 de
enero de 2.005, utilizando el software Aspen Icarus Process Evaluator ®.
4.5.1.1 Determinación de los costos de capital
En la evaluación de los costos de capital se tuvo en cuenta los costos de los
equipos y su instalación, que se determinaron con base en el dimensionamiento
de los mismos de acuerdo a los resultados de la simulación; los costos del equipo
de deshidratación no fueron calculados de esta manera si no que se tomaron los
referenciados por el USDA [36] que se obtuvieron directamente del vendedor.
Además de las unidades de la simulación se incluyó una banda transportadora de
caña y una caldera para la generación de vapor (con bagazo) en el proceso a
partir de caña, y 5 tanques de almacenamiento de materia prima en el proceso a
partir de maíz. Para la presentación de los resultados, estos costos se dividen
según el área de proceso a la que pertenece el equipo. El proceso a partir de maíz
se dividió en: Molienda, licuefacción, Sacarificación y fermentación simultáneas
(SSF), destilación y deshidratación, procesamiento de subproductos y otros; el
proceso a partir de caña en: Pretratamiento, fermentación, destilación y
deshidratación, concentración de vinazas y otros. En el anexo E (tablas E1 y E2)
se presentan las unidades que integran cada área y la clase de equipo con el que
se evaluó su costo en ambos procesos.
Adicional a los costos de los equipos se contabilizaron los costos de contratación
(construcción, diseño e ingeniería) y administración para el proceso de
construcción, el valor de salvamento y de contingencia.
4.5.1.2 Determinación de los costos de operación
Los costos de operación se calcularon para cada periodo y comprenden los costos
de materias primas, fluidos de servicio (vapor, electricidad agua de enfriamiento),
personal, mantenimiento, administración y gastos generales.
Los costos de materias primas se determinaron teniendo en cuenta los
requerimientos por periodo y el precio por unidad. Este precio se tomó como el
54promedio del costo de producción de la materia prima en Colombia (ver literal
5.2.2), que para una tasa de cambio de 2.400 pesos/USD es 0,147 USD/Kg para
el maíz y 0,01588 USD/Kg para la caña.
Para determinar los costos de los fluidos de servicio se tomaron los siguientes
valores: 0,1341 USD/KWh, 0,01 USD/m3 de agua de enfriamiento, 8,18 USD/ton
de vapor de 690 kPa (100 psi), para el proceso a partir de caña no se tuvo en
cuenta el costo del vapor ya que este se genera en la caldera como producto de la
combustión del bagazo. En los costos de personal se trabajó un valor de 2,42
USD/h por operario y 3,63 USD/h por supervisor.
4.5.1.3 Costos de producción
Se determinó el costo de producción de etanol anhidro para cada proceso por litro
de producto. Mostrando la participación que tienen dentro de este costo las
materias primas, los fluidos de servicios, los subproductos, el capital inicial y los
demás costos de operación.
4.5.1.4 Determinación del valor presente neto y la tasa interna de retorno
Se calcularon el valor presente neto, la tasa interna de retorno y el potencial
económico como indicadores de factibilidad de estos proyectos. El potencial
económico, gracias a su sencillez, permite descartar alternativas de proceso
desde su fase inicial de diseño; para su cálculo se tuvo en cuenta las ganancias
por periodo, los costos de operación y la anualización (depreciación) de los costos
de capital.
El valor presente neto y la tasa interna de retorno son indicadores más complejos
que involucran el valor del dinero en el tiempo y los flujos de caja a través de la
vida económica del proyecto. El valor presente neto se calculó para cada periodo y
la tasa interna de retorno se determinó al final de la vida económica del proyecto,
donde se asumió que se recupera el valor de salvamento y el capital de trabajo.
Para la determinación del flujo de caja se calcularon las ganancias con un precio
de venta del producto principal (etanol anhidro) de 0,5204 USD/kg que equivalen a
1.259 pesos/kg a una tasa de cambio de 2.400 pesos/USD, valor obtenido para
una densidad de 0,79 kg/l, de acuerdo a la resolución 181710 de diciembre de
2.003, donde se estipula un precio de venta de 3.700,5 pesos/galón. En el caso de
los subproductos del proceso de obtención de etanol a partir de maíz “DDGs”
(12.484,039 kg/h), se estableció un precio de 0,09858 USD/kg [36].
4.5.2 EVALUACIÓN AMBIENTAL
La evaluación del impacto ambiental causado por un proceso mediante la
metodología WAR permite identificar los posibles impactos que conllevará la
operación de una planta de procesos químicos desde su diseño, es decir aquellas
55partes donde es necesario realizar un estudio concienzudo en busca de la
minimización de tal impacto.
El software WAR GUI que incorpora el algoritmo de reducción de residuos en el
diseño de procesos, permite al usuario analizar mediante valores de potencial de
impacto ambiental y gráficas el efecto que el proceso tendría sobre el ambiente,
con base en 8 categorías de impacto. Este software es una herramienta de gran
utilidad principalmente en aquellas circunstancias en las que se desean analizar
diferentes alternativas de proceso, como es el caso de este trabajo. Este software
fue suministrado por la EPA al grupo de investigación en Procesos Químicos
Catalíticos y Biotecnológicos. La última versión utilizada en este trabajo incluye
modificaciones realizadas por el grupo y tenidas en cuenta por la EPA. Las
bondades de este software y en general de la metodología WAR fueron
demostradas por Cardona et al. [72]
En su implementación es necesario seguir una serie de pasos al igual que en
cualquier otra herramienta, que serán más útiles en la medida que las habilidades
del usuario le permitan explotarlas al máximo para obtener los mejores resultados.
A continuación se describen los pasos seguidos.
1. Ingreso de los componentes presentes correspondientes a cada caso.
Los componentes requeridos son aquellos que se encuentran presentes en las
corrientes de entrada y salida, y que fueron utilizados en la simulación de los dos
procesos de obtención de etanol a partir de caña de azúcar y maíz. Al igual que
para la simulación fue necesario ingresar algunos de estos componentes a la base
de datos, dentro de los datos ingresados se encuentran el número de CAS, la
fórmula molecular, el peso molecular y los datos toxicológicos presentes en las
hojas técnicas.
En la tabla D1 del anexo D se presentan los componentes agregados a la base de
datos con su respectiva información.
2. Ingreso de las corrientes del sistema, clasificadas entre corrientes de entrada,
de residuo y de producto.
Las corrientes másica requeridas son todas aquellas que entran y salen de cada
uno de los procesos, los datos necesarios son el flujo másico y las fracciones
másicas de cada componente. En las tablas B2 a B5 del anexo B se presentan las
corrientes evaluadas.
En WAR GUI existe la posibilidad de importar un archivo de reporte originado en
Aspen Plus con los datos correspondientes a cada corriente, sin embargo, para el
tipo de corrientes presentes en las simulaciones no fue posible, ya que se
presenta incompatibilidad con corrientes que tengan componentes no
convencionales tal como la ceniza.
3. Para la evaluación se pueden definir dos tipos de análisis: Incluir o no el
proceso de generación de energía e incluir o no la corriente de producto.
56Proceso de generación de energía
•
En el WAR GUI es posible ingresar información sobre el requerimiento energético
y el tipo de materia prima utilizada para la generación de esta energía (carbón,
petróleo o gas natural), incluir un análisis energético o no es consideración única
del usuario.
La energía térmica requerida para la producción de etanol a partir de caña de
azúcar se obtiene principalmente de la combustión del bagazo y de gas natural en
el proceso a partir de maíz [27,69]. En el caso de producción de etanol a partir de
maíz el combustible se encuentra disponible en el WAR GUI mientras para el
proceso a partir de caña de azúcar no. El combustible que más se aproximaría al
bagazo (en función de su estado sólido y algunos componentes) sería el carbón,
pero su uso implicaría la liberación de una cantidad de gases de combustión (NO ,
x
CO , SO , etc.) que contribuirían con el aumento, en una gran proporción, del
2 2
potencial de impacto ambiental total representado principalmente por la categoría
de impacto ambiental AP debido a la formación de SO . Aunque la combustión del
2
bagazo no está exenta de liberar este tipo de gases, la contribución en masa no
sería tan grande como la del carbón y por tanto el potencial de impacto
representado por el carbón no es comparable al del bagazo.
Por estas razones se decidió no tener en cuenta el análisis energético para los
efectos de comparación de potencial de impacto ambiental de los dos casos de
estudio.
Corriente de producto
•
El producto, al igual que las demás sustancias, posee un potencial de impacto
ambiental que puede contribuir en los resultados. Sin embargo, las necesidades
sociales del producto pueden ser tan altas que su potencial de impacto no es una
consideración.
Incluir la corriente de producto dentro de este análisis ambiental implica un
aumento en el potencial de impacto representado por la categoría PCOP, ya que
ésta es la que tiene en cuenta el potencial de oxidación fotoquímica en la cual se
considera que el etanol contribuye, aunque su índice PCOP sea muy bajo (0,268).
Existen varias razones por las cuales no se debería incluir el producto dentro del
análisis ambiental, pero la principal es que el producto es considerado de alto
requerimiento social y ambiental. Las nuevas políticas ambientales y económicas,
en las que se enmarca la producción de etanol carburante para uso como
oxigenante en la gasolina, exponen que con el etanol se contribuirá a la
disminución de emisiones de gases de combustión de los vehículos y además se
disminuirá la dependencia de los combustibles fósiles.
Para este trabajo se opto por no incluir la corriente de producto dadas las razones
anteriores y además teniendo en cuenta que para efectos de comparación incluir o
57no el producto no afectaría considerablemente los resultados ya que la producción
es semejante para ambos casos de estudio.
4.6 ELECCIÓN DEL MEJOR DIAGRAMA DE PROCESO PARA LA
PRODUCCIÓN DE ETANOL CARBURANTE
Para la elección del mejor diagrama se realizó la integración económica y
ambiental de cada proceso tomando como indicador económico el valor presente
neto (para un impuesto de renta de 3,85) y como ambiental el índice de potencial
de impacto ambiental total por kilogramo de producto, obtenidos en el objetivo
anterior. La integración se hizo siguiendo la metodología expuesta por Chen et al.
[71], en la que utilizan una función objetivo simple resultado de la agregación de la
evaluación económica y ambiental a través del proceso jerárquico analítico (AHP).
Evaluación AHP
Ponderación
cualitativa
Puntaje económico Puntaje ambiental
Normalización
Valor presente neto Índice de potencial de
(VPN) impacto ambiental (PEI)
Figura 17. Estructura jerárquica de la integración [71]
La figura 17 presenta la estructura jerárquica para este estudio, en la parte inferior
se encuentran los indicadores económico y ambiental. Para obtener los puntajes
económicos y ambiental los indicadores son normalizados por un valor del proceso
tal que no pueda ser excedido, en este trabajo el valor de normalización de cada
categoría se tomo como la suma de los resultados de los indicadores de cada
proceso. La normalización se hizo de la siguiente manera:.
VPN V −PEI
P = (18) P = NA (19)
E V A V
NE NA
donde P y P son los puntajes económico y ambiental, y V y V son los valores
E A NE NA
de normalización económico y ambiental.
Para la ponderación cualitativa de los puntajes económico y ambiental se asignó
un peso de 0,82 y 0,18 respectivamente [71]. La evaluación AHP para cada
proceso se obtiene a través de:.
58AHP= P ⋅w +P ⋅w (20)
E E A A
donde w y w son los valores de ponderación.
E A
595. ANÁLISIS DE RESULTADOS
5.1 ANÁLISIS DE LOS ESQUEMAS ACTUALES PARA LA PRODUCCIÓN DE
ETANOL
5.1.1 VENTAJAS Y DESVENTAJAS DE LAS TECNOLOGÍAS
A continuación se presentan las tablas de ventajas y desventajas para cada
tecnología, por etapa de proceso.
5.1.1.1 Pretratamiento
Comprende el acondicionamiento y la hidrólisis de la materia prima.
Material con alto contenido de azúcares
•
Consiste simplemente en la extracción y clarificación del jugo azucarado.
Debido a que los azúcares fermentables se encuentran directamente
disponibles en el jugo extraído, no es necesario procesos de hidrólisis para
este fin.
Tabla 9. Tecnologías para el acondicionamiento de
material con alto contenido de azúcares
Tecnología Ventajas Desventajas
Ampliamente desarrollada Requerimiento de grandes
• •
Extracción y Alta eficiencia volúmenes de agua
•
Clarificación Generación de residuos
•
aprovechables
Simplicidad del proceso
Dilución •
Muy bajos costos
•
Material Celulósico
•
Tabla 10. Tecnologías para el acondicionamiento de material celulósico
Tecnología Ventajas Desventajas
No degrada la proteína, Opera a alta presión
• •
Amonólisis permitiendo su recuperación Baja disponibilidad del
•
Posibilidad de recuperar y amoniaco
•
recircular el amoniaco
El vapor es barato y de alta Opera a alta presión y
• •
Explosión a vapor disponibilidad temperatura
Posibilidad de recuperar y
•
recircular el vapor
Hidrólisis Ácida Alta eficiencia Se debe utilizar ácidos
• •
Diluida Menor consumo energético Generación de efluentes ácidos
• •
60Tabla 11. Tecnologías para la hidrólisis de material celulósico
Tecnología Ventajas Desventajas
Amplios antecedentes Requiere grandes volúmenes
• •
La lignina residual sirve para la de ácido
•
producción de vapor Dificultad en la recuperación de
•
La glucosa obtenida es grandes cantidades de ácido, lo
•
Hidrólisis Ácida fermentada con un rendimiento que limita la viabilidad
Concentrada de 85-90% del teórico económica del proceso
Es necesaria una reposición
•
fresca de ácido
Perdidas de ácido en las
•
corrientes de azúcar
Amplios antecedentes Requiere grandes volúmenes
• •
Altos rendimientos a glucosa de ácido y agua
•
La glucosa obtenida es Problemas medioambientales
• •
Hidrólisis fermentada con un rendimiento asociados a la generación de
Ácida Diluida de hasta 90% del teórico alto volumen de efluentes
La lignina residual sirve para la ácidos
•
producción de vapor Es necesario neutralizar tanto
•
corrientes internas del proceso
como efluentes ácidos
Generación de corrosión en los
•
equipos
Se produces corrientes de
•
azúcar altamente diluidas
No se manejan grandes Altos costos de la enzima
• •
volúmenes de ácido Baja eficiencia de la enzima
•
Especificidad de la enzima Inhibición de la enzima por
• •
Hidrólisis Opera a baja presión y producto
•
Enzimática temperatura
Posibilidad de acoplarse con la
•
fermentación, con lo que se
evitan la inhibición por parte del
producto y la reducción de
equipos
Material Amiláceo
•
Tabla 12. Tecnologías para el acondicionamiento de material amiláceo
Tecnología Ventajas Desventajas
Ampliamente utilizada en la Menores rendimientos
• •
industria (403,14 lt/ton de maíz)
Posibilidad de obtener Requiere más equipos que la
• •
Molienda en subproductos de alto valor molienda en seco
húmedo agregado Implica alta producción de
•
efluentes
Presenta alto costo de capital
•
Mejores rendimiento (419,4 y Subproductos de menor valor
• •
460,6 lt/ ton de maíz) agregado que la molienda en
Requiere menor espacio de húmedo.
•
Molienda en procesamiento
Seco Requiere menos equipos
•
Menor costo de capital
•
Menor costo de operación
•
Mayor aplicación a nivel industrial
•
61Tabla 13. Tecnologías para la hidrólisis de material amiláceo
Tecnología Ventajas Desventajas
Amplios antecedentes Se obtienen productos de
• •
oxidación
Mayores requerimientos
•
energéticos
Hidrólisis Menores rendimientos
•
Ácida Mayor impacto ambiental
•
debida a la presencia de ácidos
Opera a presión y temperatura
•
altas
Mayor tiempo de reacción
•
No es específica
•
Muy específica Inhibición del enzima por
• •
Rendimiento superior a 95 % producto
•
Tiempos de reacción cortos
•
Bajo costo de la enzima
•
Opera a presión y temperaturas
•
Hidrólisis suaves
Enzimática Bajo costo de operación
•
No se presentan productos de
•
oxidación
Posibilidad de acoplarse a la
•
fermentación, lo que implica un
menor costo de capital y de
operación
Disminución en el tiempo de
•
reacción
5.1.1.2 Fermentación
Tabla 14. Tecnologías para la fermentación de azúcares
Tecnología Ventajas Desventajas
Sencillez Inhibición por producto
Fermentación • •
Ampliamente desarrollada La fermentación de pentosas
simple • •
debe hacerse aparte
Fermentación de Aprovechamiento de pentosas Bajos rendimientos
• •
Pentosas Poco desarrollada
•
Menor requerimiento de enzima La fermentación de pentosas
• •
en la hidrólisis debe hacerse aparte
Sacarificación y
Reducción de equipos
fermentación •
Menor consumo energético
simultáneas con •
Evita la inhibición de la enzima
celulasas •
y el crecimiento bacteriano
Mayor eficiencia en la hidrólisis
•
Reducción de equipos Poco desarrollada
• •
Menor consumo energético
•
Menor requerimiento de enzima
•
en la hidrólisis
Sacarificación y
Evita la inhibición de la enzima
cofermentación •
y el crecimiento bacteriano
simultáneas
La fermentación de hexosas y
•
pentosas se da en el mismo
reactor
Mayor eficiencia en la hidrólisis
•
62Tecnología Ventajas Desventajas
Ampliamente utilizada
•
Menor requerimiento de enzima
•
Sacarificación y en la hidrólisis
fermentación Reducción de equipos
•
simultáneas con Menor consumo energético
•
amilasas Evita la inhibición de la enzima
•
y el crecimiento bacteriano
Mayor eficiencia en la hidrólisis
•
Se pueden remover sustancias La fermentación debe ser en
• •
toxicas continuo
Alta productividad en la Tecnología poco desarrollada
• •
fermentación Alto costo de capital
•
Disminución del tamaño de los Se especula que podría haber
• •
equipos problemas con la vida de la
F. acoplada a Simplicidad del proceso membrana a nivel industrial
•
Pervaporación Disminución en la inhibición por
•
producto
Disminución de los
•
requerimientos energéticos en
la separación
Se obtiene una corriente de
•
etanol mas concentrada
Disminución en la inhibición por La fermentación debe ser en
• •
producto continuo
Remoción de los metabolitos Tecnología poco desarrollada
• •
volátiles perjudiciales para los Alto costo de capital
•
F. acoplada a microorganismos Alto consumo energético
•
Destilación con Disminución del tamaño de los Pueden presentarse problemas
• •
Membranas equipos con la membrana a nivel
Se obtiene una corriente de industrial
•
etanol mas concentrada No es viable para los
•
volúmenes trabajados a nivel
industrial
Mayor productividad Altos costos de capital
• •
Se evita la inhibición por Poco desarrollada para su uso
Fermentación • •
producto a escala comercial.
con Células
Operación en continuo, por lo No es viable para los
Inmovilizadas • •
que se puede acoplar sistemas volúmenes trabajados a nivel
de separación industrial
5.1.1.3 Separación y deshidratación
Tabla 15. Tecnologías para la separación y deshidratación de etanol
Tecnología Ventajas Desventajas
Permite la separación del etanol Requiere el uso de sustancias
• •
con alta eficiencia ajenas al proceso
Totalmente desarrollada Genera impacto ambiental
• •
Debe existir una alimentación
Destilación • •
fresca del agente de separación
Extractiva
utilizado
Debe tener una etapa adicional
•
de recuperación del agente
Alto costo de capital
•
63Tecnología Ventajas Desventajas
Permite la separación del etanol con Alto costo de capital
• •
alta eficiencia Altos requerimientos energéticos
•
Totalmente desarrollada Alta sensibilidad a impurezas en la
• •
alimentación
Uso de químicos tóxicos (tal como
•
el benceno)
Debe existir una alimentación
Destilación •
fresca del agente de separación
Azeotrópica
utilizado
Genera mayor impacto ambiental
•
Presenta trazas de químico en la
•
corriente residual
Requiere tratamiento de efluentes
•
Múltiples estados estables
•
Proceso inerte Alto consumo energético
Destilación a Vacío • •
Poco utilizado a nivel industrial
•
Permite ahorros energéticos Debe alimentarse una sustancia
• •
No requiere alimentación fresca de la sólida ajena al proceso
•
sal La sal debe ser recuperada y
•
Permite la separación del etanol con purificada
•
la más alta eficiencia Puede existir problemas en la
•
Destilación Salina
Elimina completamente el azeótropo disolución y subsiguiente
•
etanol agua recristalización de la sal
Genera alta corrosión en los
•
equipos, incrementando el costo
de capital
No utiliza sustancias ajenas al El tamiz se deteriora rápidamente
• •
proceso Costo de capital alto
•
La separación se lleva acabo tanto
•
en fase vapor como líquida
Posibilidad de alargar grandemente
•
la vida del tamiz mediante la
integración con sistemas de variación
Destilación y de presión
Tamices • Bajos requerimientos energéticos
Moleculares • Eliminación de pérdidas inherentes al
uso de productos químicos
El proceso es inerte
•
Los tamices pueden procesar
•
también impurezas presentes en la
corriente de etanol
El proceso es simple y fácil de
•
automatizar
El proceso es inerte Alto costo de capital
• •
No implica el uso de sustancias Se encuentra aún en investigación
Destilación y • •
ajenas al proceso Requiere áreas grandes de
Pervaporación •
Alta eficiencia en la recuperación membranas
•
Bajos requerimientos energéticos
•
Bajos requerimientos energéticos Opera a altas presiones
• •
Necesidad de recuperar el solvente
Extracción con •
Implica el uso de una sustancia
fluidos •
ajena al proceso
Supercríticos
Solo se ha estudiado a escala de
•
laboratorio
645.1.1.4 Tratamiento de efluentes líquidos
Tabla 16. Tecnologías para el tratamiento de efluentes líquidos
Tecnología Ventajas Desventajas
Buena eficiencia Tiempo de retención hidráulico
• •
Baja complejidad mecánica muy alto
•
Lagunas de Impactos sobre el suelo
•
Tratamiento Grandes requerimientos de
•
terreno
Generación de olores
•
Requerimiento energético bajo Generación de insectos
• •
Complejidad mecánica baja Baja eficiencia
Filtros de Goteo • •
Requerimiento de terreno
•
pequeño
Buena eficiencia
•
UASB Complejidad mecánica baja
•
Producción de bio-gas
•
Alta eficiencia Alto requerimiento energético
• •
Complejidad mecánica alta
•
Lodos Activados Frecuencia de reparación y
•
mantenimiento muy alta
Producción de aerosol
•
Reducción de costos Aplicación muy controlada
• •
Reducción de equipos No siempre se puede aplicar
Fertilizante • •
Posibilidad de recirculación de Debe contarse con una gran
• •
vinazas capacidad de almacenamiento
Uno de los métodos mas usados Altos costos de capital
• •
Generación de energía Altos costos de operación
• •
Una de las mejores opciones para
•
en tratamiento de la gran carga
Concentración e
orgánica de las vinazas
Incineración
No hay descargas al ambiente
•
Posibilidad de recircular hasta un
•
60% de las vinazas
•
Obtención de subproductos de Consumo energético alto
• •
alto valor agregado Altos costos de capital
Producción de •
Ampliamente utilizada
Proteína para •
Una parte de las vinazas puede
Alimento Animal •
ser recirculada
No hay descargas al ambiente
•
655.1.2 COMPARACIÓN CUALITATIVA
En la tabla 17 se presenta las abreviaciones de los criterios a evaluar y a
continuación los resultados de la evaluación cualitativa. La asignación de pesos a
cada uno de los criterios para la ponderación del puntaje de cada tecnología se
hizo en forma similar a como lo expone Canter L.[74] para la evaluación de
impacto ambiental, donde el evaluador asigna los pesos a cada criterio de acuerdo
a su importancia relativa. Los valores usados en este trabajo son resultado de un
consenso con el director y el asesor del mismo, teniendo en cuenta que los
criterios incluidos en la parte económica deben contribuir con un 80% de la
ponderación, y dentro de este el orden de importancia fue: consumo energético,
madurez tecnológica, eficiencia y costos de capital. En cuanto a la parte ambiental
los criterios más importantes fueron generación de coproductos y residuos
aprovechables, y uso y recirculación de sustancias diferentes a la materia prima
principal.
Tabla 17. Abreviaciones para los criterios a evaluar
Abreviación Criterios Económicos Abreviación Criterios Ambientales
MT Madurez de la tecnología GC Generación de coproductos y residuos
aprovechables
CC Costos de capital CD Generación de corrientes diluidas
DE Deterioro de equipos IA Impactos ambientales directos
VC Influencia de la Variabilidad de la RS Uso y recuperación de sustancias
composición en la alimentación diferentes a la materia prima principal
CE Consumo energético EP Especificidad hacia el producto deseado
E Eficiencia PR Posibilidad de recirculación
AC Facilidad de automatización y
control
5.1.2.1 Pretratamiento
En la tabla 18 se observa que para una materia prima con alto contenido en
azúcares la mejor opción de acondicionamiento sería una simple dilución (1,2), sin
embargo, esta opción es sólo aplicable a melazas y mieles concentradas, lo que
implica que para partir de la biomasa inicial siempre debe hacerse una extracción
y clarificación (1,33).
Para el acondicionamiento del material amiláceo la mejor alternativa es la
molienda en seco (1,2), ya que en el proceso estudiado el producto principal es el
etanol y no los diferentes componentes de los granos (cereales) que se obtienen
de la molienda en húmedo (2), que incrementan los costos de capital y operación,
y disminuyen la eficiencia.
La explosión a vapor (1,47) se muestra como la tecnología más llamativa para el
acondicionamiento del material lignocelulósico, sobretodo por su amigabilidad
ambiental, sin embargo, se restringe un poco dado su bajo nivel de desarrollo.
66Tabla 18. Evaluación de las Tecnologías para el Acondicionamiento
Molienda Molienda
Extracción y Ácido Explosión
Dilución en en Amonólisis
Criterio Clarificación Diluido a Vapor
(CA) Húmedo Seco (BL)
(CA) (BL) (BL)
(MA) (MA)
MT 1 1 1 1 1 2 2
CC 1 1 3 1 2 2 2
CE 2 1 3 1 2 2 1
E 1 1 2 1 1 2 2
DE 1 1 2 1 3 2 1
AC 2 1 2 1 2 2 2
RS 1 1 1 1 3 3 1
GC 1 3 1 3 1 1 1
Total 1,33 1,2 2 1,2 1,69 2 1,47
MT 20%, CC 10%, CE 30%, E 14%, DE 3%, AC 3%, RS 10%, GC 10%
5.1.2.2 Hidrólisis
La hidrólisis ácida de almidón (2,02) fue ampliamente utilizada hasta 1970, cuando
empezó a introducirse en este campo las enzimas, desde entonces ha sido mucho
mejor la hidrólisis enzimática (1,04), como se confirma en la tabla 19, generando
además un menor impacto ambiental, gracias a su especificidad y a la eliminación
de corrientes ácidas.
Para el material lignocelulósico la mejor opción es la hidrólisis enzimática con
celulasas (1,62), que aunque posee una baja eficiencia y un bajo nivel de
desarrollo, son muy superiores a las demás en su amigabilidad ambiental.
Tabla 19. Evaluación de las Tecnologías para la Hidrólisis
Enzimática Enzimática
Ácida Ácido
Ácida con con
Criterio Concentrada Diluido
(MA) Amilasas Celulasas
(BL) (BL)
(MA) (BL)
MT 1 1 2 1 1
CC 1 1 2 1 3
CE 3 1 1 3 2
E 2 1 3 1 1
VC 1 2 2 1 1
AC 1 2 2 1 1
DE 3 1 1 3 3
RS 3 1 1 3 3
CD 1 1 1 1 3
EP 3 1 1 2 2
Total 2,02 1,04 1,62 1,84 1,9
MT 20%, CC 10%, CE 30%, E 14%, DE 2%, AC 2%, VC 2%, RS 8%, CD 4%, EP 8%
5.1.2.3 Fermentación
De acuerdo a la tabla 20 la fermentación simple (1,22) es la mejor opción para la
biotransformación de azúcares. Sin embargo, para materiales amiláceos y
lignocelulósicos que precisan de un proceso previo de hidrólisis, los procesos
simultáneos de sacarificación y fermentación con amilasas (1,3) y celulasas (1,5)
67respectivamente, representan la mejor alternativa ya que se omite una etapa
separada de sacarificación. De la tabla también se puede concluir que las
tecnologías con mayores eficiencias son las menos desarrolladas y las más
costosas, pero las más prometedoras hacia un futuro.
Tabla 20. Evaluación de las Tecnologías para la Fermentación
Sacarificación y Fer. con
Fer. Fer. Fer. Acoplada a
Fermentación Fer. de Células
SSCF Simple Acoplada a Destilación con
Criterio Simultáneas Pentosas Inmov.
(BL) (CA, Pervaporación Membranas
Amilásas Celulasas (BL) (CA, MA,
MA, BL) (CA, MA, BL) (CA, MA, BL)
(MA) (BL) BL)
MT 1 2 3 1 3 2 3 3
CC 1 1 1 1 1 3 3 3
CE 1 1 1 1 1 1 2 3
E 2 2 2 2 3 1 1 1
DE 1 1 1 1 1 3 3 3
VC 2 2 2 2 3 2 1 1
AC 2 2 2 2 2 1 1 1
GC 1 1 3 1 3 3 3 3
CD 2 2 2 2 3 2 1 1
PR 2 2 2 1 3 3 1 1
Total 1,3 1,5 1,86 1,22 2,14 1,82 2,1 2,4
MT 20%, CC 10%, CE 30%, E 14%, DE 2%, AC 2%, VC 2%, GC 8%, CD 4%, PR 8%
SSCF, Sacarificación y cofermentación simultáneas
5.1.2.4 Separación y deshidratación
Tabla 21. Evaluación de las Tecnologías para la Separación y Deshidratación
Destilación Destilación Destilación Destilación Destilación Extracción
Destilación
Extractiva a Vacío con Sales y Pervap. y Tamices con Fluidos
Criterio Azeotrópica
(CA, MA, (CA, MA, (CA, MA, (CA, MA, Moleculares Supercríticos
(CA, MA, BL)
BL) BL) BL) BL) (CA, MA, BL) (CA, MA, BL)
MT 1 1 1 2 3 1 3
CC 2 2 3 2 3 3 3
CE 2 3 3 1 1 1 1
E 2 2 2 1 1 1 1
DE 1 1 1 3 2 2 3
VC 3 1 1 1 1 1 1
AC 2 2 1 1 1 1 1
RS 3 3 1 3 1 1 1
Total 2 2,26 1,94 1,74 1,62 1,22 1,94
MT 20%, CC 10%, CE 30%, E 14%, DE 2%, AC 2%, VC 2%, RS 20%
Dado que la mayoría de las tecnologías de separación cuentan con una etapa de
destilación para la concentración del etanol previa a su deshidratación, la
evaluación se realizó con énfasis en la forma de deshidratación. Encontrándose
una mejor calificación para la destilación y deshidratación con tamices moleculares
(1,22), dados su nivel de desarrollo, su bajo consumo energético y su amigabilidad
ambiental. Como se ve en la tabla 21, existen tecnologías con evaluaciones
semejantes a los tamices moleculares, tal como la extracción con fluidos
supercríticos y la pervaporación, sin embargo, su principal diferencia se encuentra
en el nivel de desarrollo tecnológico.
685.1.2.5 Tratamiento de efluentes líquidos
Tabla 22. Evaluación de las Tecnologías para el Tratamiento de Efluentes Líquidos
Producción de
Lagunas de Filtros de Reactor Lodos Concentración
Proteína para
Criterio Tratamiento Goteo UASB Activados e Incineración
Alimento Animal
(CA, MA, BL) (CA, MA, BL) (CA, MA, BL) (CA, MA, BL) (CA, MA, BL)
(MA)
MT 1 1 1 1 1 1
CC 1 2 3 3 3 3
CE 2 1 1 3 2 2
E 2 3 2 1 1 1
VC 1 2 2 2 1 2
DE 2 1 1 3 2 2
AC 3 2 1 1 1 1
GC 3 3 1 3 1 1
PR 3 1 3 3 1 1
IA 3 2 1 2 2 1
Total 1,96 1,74 1,58 2,22 1,56 1,54
MT 14%, CC 10%, CE 30%, E 20%, DE 2%, AC 2%, VC 2%, GC 8%, PR 8%, IA 4%
Entre los efluentes líquidos generados en la producción de etanol anhidro a partir
de biomasa deben diferenciarse las aguas de proceso, no tan contaminantes, de
los fondos de la primera columna de destilación que poseen una alta carga
orgánica. Esto debido a que es más factible económicamente tratar por separado
las dos corrientes que remover la carga orgánica resultante de la mezcla [54].
Para el tratamiento de las aguas de proceso se prefieren sistemas de bajo costo
aunque no sean de alta eficiencia, como los biotecnológicos, entre estos se
encuentran las lagunas, los filtros de goteo, los reactores UASB y los lodos
activados, de los cuales la mejor opción evaluada es el reactor UASB (1,58). Caso
contrario sucede para el tratamiento de los fondos de la primera columna de
destilación, donde es más importante una alta eficiencia, Así, la producción de
proteína para alimento animal (DDGs) (1,54) presenta la mejor calificación, pero
solo es apta para materia prima de tipo amiláceo, lo que hace necesario utilizar la
concentración e incineración (1,56) para el tratamiento de este tipo de efluentes
independientemente del tipo de materia prima.
En la figura 18 presenta un esquema modular de las tecnologías evaluadas y las
materias primas con los resultados de la evaluación cualitativa.
69Materia Prima Acondicionamiento Hidrólisis Fermentación Separación Tratamiento de Efluentes
Extracción y No Aplica Fermentación Destilación a Lagunas de
Clarificación (0,00) Simple Vacío Tratamientos
(1,33) (1,22) (1,94) (1,96)
Dilución Ácida SSF con Destilación Filtros de
Material con (1,20) (2,02) Amilasas Azeotrópica Goteo
alto contenido (1,30) (2,00) (1,74)
de azú cares
(C A)
Molienda en Ácida SSF con Destilación Reactores
Húmedo Concentrada Celulasas Extractiva UASB
(2,00) (1,84) (1,50) (2,26) (1,58)
Material
Amil áceo
Molienda en Ácida Diluido SSCF D. y Tamices Lodos
(M A)
Seco (1,90) Celulasas Moleculares Activados
(1,20) (1,86) (1,22) (2,22)
Ácido Diluido Enzimática F. Glucosas + Destilación Concentración
Biomasa (1,69) con Amilasas F. Pentosas Salina e Incineración
Lignoc elulósica (1,04) (2,14) (1,74) (1,56)
( BL)
Amonólisis Enzimática F. con Células Destilación y Producción de
(2,00) con Celulasas Inmovilizadas Pervaporación DDGS
(1,62) (1,82) (1,62) (1,54)
Explosión a F. acoplada a E. con Fluidos
Vapor Pervaporación Supercríticos
(1,47) (2,10) (1,94)
F. acoplada a
membranas
(2,40)
Figura 18. Esquema de resultados de la evaluación de las tecnologías para la producción de etanol deshidratado
705.2 ELECCIÓN DEL ESQUEMA DE PROCESO MÁS ADECUADO PARA CADA
MATERIA PRIMA: MAÍZ Y JUGO DE CAÑA DE AZÚCAR
5.2.1 SELECCIÓN DEL ESQUEMA DE PROCESO
En la tabla 23 se muestra la evaluación del mejor esquema para cada materia
prima y para una configuración general en donde sólo se varía la etapa de
pretratamiento (acondicionamiento e hidrólisis) de acuerdo a la materia prima; esta
configuración general consta de una fermentación simple, una destilación, tamices
moleculares para deshidratación y concentración e incineración como tratamiento
de efluentes. El esquema general corresponde a las tecnologías que aplican para
todas las materias primas consideradas y que cuya calificación por etapa sea la
mejor.
Tabla 23. Líneas de proceso óptimas y general para cada materia prima
Materia Prima Línea de Proceso Optima Puntaje
Extracción y clarificación + F. simple + Destilación y
5,33
Jugo de Caña de Tamices moleculares + Concentración e incineración
Azúcar Extracción y clarificación + F. simple + Destilación y
5,33
Tamices moleculares + Concentración e incineración *
Dilución + F. simple + Destilación y Tamices moleculares +
5,2
Melaza ó Miel Concentración e incineración
Virgen Dilución + F. simple + Destilación y Tamices moleculares +
5,2
Concentración e incineración *
Molienda en seco + Sacarificación y Fermentación
Simultáneas + Destilación y Tamices moleculares + 5,36
Maíz Producción de DDGS
Molienda en seco + H. Enzimática + F. Simple + Destilación
6,24
y Tamices moleculares + Concentración e incineración *
Explosión a Vapor + SSF + Destilación y Tamices
5,55
moleculares + Concentración e incineración
Biomasa
Explosión a Vapor + Hidrólisis Enzimática + F. Simple +
Lignocelulósica
Destilación y Tamices moleculares + Concentración e 7,09
incineración *
*Esquema general
De los puntajes que se observan en la tabla 23 puede decirse que existe una gran
diferencia entre las líneas de proceso óptimas y las que obedecen a un esquema
general, esto debido a que es mucho más económico realizar dos etapas en una
que por separado, como sucede en la sacarificación y fermentación simultáneas
(SSF).
De aquí en adelante el desarrollo de este trabajo se enfoca hacia dos materias
primas: jugo de caña de azúcar y maíz. Para la primera el mejor esquema coincide
con el general, mientras que para el maíz se presenta una notable diferencia en la
fermentación y el tratamiento de efluentes, donde la última desde un punto de
vista comercial e industrial crea la mayor diferencia, ya que se estaría
desaprovechando la proteína existente en el efluente. Por tal motivo el esquema
con mejor calificación es el adecuado para este trabajo teniendo en cuenta que es
el más factible de implementar a nivel industrial.
71Las líneas de proceso seleccionadas para el jugo de caña de azúcar se muestran
en las figuras 19 y 20 respectivamente.
72Materia Prima Acondicionamiento Hidrólisis Fermentación Separación Tratamiento de Efluentes
Extracción y No Aplica Fermentación Destilación a Lagunas de
Clarificación (0,00) Simple Vacío Tratamientos
(1,33) (1,22) (1,94) (1,96)
Dilución Ácida SSF con Destilación Filtros de
Jugo de (1,20) (2,02) Amilasas Azeotrópica Goteo
Caña de (1,30) (2,00) (1,74)
Azúcar
Molienda en Ácida SSF con Destilación Reactores
Húmedo Concentrada Celulasas Extractiva UASB
(2,00) (1,84) (1,50) (2,26) (1,58)
Maíz
Molienda en Ácida Diluido SSCF D. y Tamices Lodos
Seco (1,90) Celulasas Moleculares Activados
(1,20) (1,86) (1,22) (2,22)
Puntaje
Ácido Diluido Enzimática F. Glucosas + Destilación Concentración
Biomasa (1,69) con Amilasas F. Pentosas Salina e Incineración = 5,33
Lignocelulósica (1,04) (2,14) (1,74) (1,56)
Amonólisis Enzimática F. con Células Destilación y Producción de
(2,00) con Celulasas Inmovilizadas Pervaporación DDGS
(1,62) (1,82) (1,62) (1,54)
Explosión a F. acoplada a E. con Fluidos
Vapor Pervaporación Supercríticos
(1,47) (2,10) (1,94)
F. acoplada a
membranas
(2,40)
Figura 19. Esquema de proceso para la producción de etanol deshidratado a partir de jugo de caña de azúcar
73Materia Prima Acondicionamiento Hidrólisis Fermentación Separación Tratamiento de Efluentes
Extracción y No Aplica Fermentación Destilación a Lagunas de
Clarificación (0,00) Simple Vacío Tratamientos
(1,33) (1,22) (1,94) (1,96)
Dilución Ácida SSF con Destilación Filtros de
Jugo de (1,20) (2,02) Amilasas Azeotrópica Goteo
Caña de (1,30) (2,00) (1,74)
Azúcar
Molienda en Ácida SSF con Destilación Reactores
Húmedo Concentrada Celulasas Extractiva UASB
(2,00) (1,84) (1,50) (2,26) (1,58)
Maíz
Molienda en Ácida Diluido SSCF D. y Tamices Lodos
Seco (1,90) Celulasas Moleculares Activados
(1,20) (1,86) (1,22) (2,22)
Ácido Diluido Enzimática F. Glucosas + Destilación Concentración
Biomasa (1,69) con Amilasas F. Pentosas Salina e Incineración
Lignocelulósica (1,04) (2,14) (1,74) (1,56)
Amonólisis Enzimática F. con Células Destilación y Producción de Puntaje
(2,00) con Celulasas Inmovilizadas Pervaporación DDGS
(1,62) (1,82) (1,62) (1,54) = 5,26
Explosión a F. acoplada a E. con Fluidos
Vapor Pervaporación Supercríticos
(1,47) (2,10) (1,94)
F. acoplada a
membranas
(2,40)
Figura 20. Esquema de proceso para la producción de etanol deshidratado a partir de maíz
745.2.2 EVALUACIÓN DE LAS MATERIAS PRIMAS
En la tabla 24 se muestran los rendimientos de caña y maíz en el cultivo y para la
producción de etanol en Colombia.
Tabla 24. Rendimientos del cultivo y de etanol para la caña y el maíz
Tiempo Rendimiento Rendimiento
Materia de Cultivo a etanol
Prima cosecha
(meses) (ton/Ha) (ton/Ha⋅año) (l/ton) (l/Ha) (l/Ha⋅año)
Caña 13 123 113,54 75 9225 8515,5
Maíz* 4 2,1 6,3 460,6 967,26 2.901,78
Maíz ° 4 4,2 12,6 460,6 1.934,52 5.803,56
*Rendimiento promedio en Colombia. °Rendimiento promedio Caldas y Risaralda
En la tabla 25 se muestra el costo en pesos el que incurre la materia prima para la
producción de un litro de etanol a partir de caña y maíz, tomando para este último
el promedio de los datos de la tabla 2.
Tabla 25. Indicadores económicos y productivos para el maíz y la caña azucarera
Rendimiento Rendimiento Costo MP Costo Etanol
Materia
Cultivo a etanol ($pesos/ton) ($MP/l)
Prima
(ton/Ha) (l/ton) Producida Comprada Producida Comprada
Maíz 5 460,6 352.804º 450.301º 766,0 977,6
Caña 123 75 38.122* 53.224º 508,3 709,6
MP: Materia prima
*Caña de azúcar, Servicio de análisis estadístico CENICAÑA 2003.
ºObservatorio Agrocadenas Colombia
En la tabla 25 se observa que los costos del etanol debidos a la materia prima son
menores en el caso de la caña de azúcar para las dos situaciones presentadas
(cuando se cultiva y cuando se compra la materia prima). También se observa que
el costo de la materia prima por litro de etanol se aumenta en un 36,9% cuando la
caña se obtiene por proveeduría.
755.3 ESPECIFICACIONES DE LOS PROCESOS PARA LA OBTENCION DE
ETANOL A PARTIR DE CAÑA Y MAIZ
5.3.1 Materia prima requerida
Para una producción de etanol anhidro de 537.720 lt/día la materia prima
requerida, calculada con base en un rendimiento promedio, se presenta en la tabla
26.
Tabla 26. Requerimiento materia prima para una base de 537.720 lt/día
Materia prima Rendimiento a etanol (lt/ton) Cantidad requerida (ton/h)
Caña de azúcar 75 292,62
Maíz 442 50,63
5.3.2 Especificaciones y condiciones de operación para la producción de
etanol a partir de caña de azúcar
En la figura 21 se muestra el esquema seguido para la descripción del proceso a
partir de caña, a lo largo de cada una de las etapas que lo conforman.
Purga
Agua
nóicrosbA
Agua Agua Levadura
anmuloC anmuloC
Caña Lavado Molienda Clarificación Fermentación
nóicrosdA
are1 ad2
Agua Bagazo
residual Filtro Centrífuga
rotatorio
Etanol
Tren de
anhidro
Cachaza evaporación
Condensados Vinazas
concentradas
Figura 21. Esquema del proceso de obtención de etanol a partir de caña
Almacenamiento y Pretratamiento
•
La caña de azúcar no puede ser almacenada debido a que se presentaría pérdida
de los azúcares fermentables contenidos en ella, por tanto debe ser ingresada al
76proceso a medida que es llevada a los patios de caña por los camiones desde los
campos de cultivo. Como se requieren 292 ton/h se debe disponer con la carga
equivalente a 10 camiones cada hora (con capacidad de 30 ton), es decir, 240
cargas por día.
La composición promedio de la caña de azúcar utilizada se muestra en la tabla 27
Tabla 27. Composición de la caña de azúcar
Componente % peso
Agua 74,5
Azúcares 14
Sacarosa 12,5
Glucosa 0,9
Fructosa 0,6
Fibra 10
Lignina 4,5
Celulosa 5,5
Cenizas 0,5
Grasas 0,2
Ácidos 0,2
Fuente de nitrógeno 0,4
Goma 0,2
El pretratamiento consiste de un lavado inicial en el que se adiciona agua a 40ºC
con un flujo de 327 ton/h (calculado con una relación másica: Flujo de agua/Flujo
de caña igual a 1,12, obtenida de datos proporcionados en el Ingenio Risaralda).
Posteriormente se lleva a una serie de 4 molinos en los que se agrega agua a
40ºC con el fin aumentar la extracción de azúcares en el jugo. La cantidad de
agua requerida se calcula de los balances de materia en los que se especificó la
relación Flujo de caña/Flujo de jugo de caña (R ), la composición del jugo y la
C/JC
composición del bagazo. Así para una relación R = 1, un jugo de caña y un
C/JC
bagazo con las composiciones que se muestran en la tabla 28, se requiere un
flujo de agua para molienda de 55.374 kg/hr.
Tabla 28. Composición del jugo de caña y el bagazo
Componente Jugo de caña Bagazo
(% peso) (% peso)
Agua 83,705 50
Sólidos solubles 16,295 2
Sacarosa 14,61
Glucosa 0,53
Fructosa 0,53
Proteína 0,095
Fibra 46
Otros 0,53 2
El jugo de caña obtenido de la molienda se somete a un proceso de clarificación
en el que se le agrega óxido de calcio y una pequeña porción de ácido sulfúrico
con el fin de disminuir el pH a 4,5 y efectuar la hidrólisis de la sacarosa a hexosas.
En el recipiente clarificador se precipita un lodo, que debe ser retirado y enviado a
77un filtro rotatorio al vacío. De este filtro se obtiene una torta conocida como
cachaza y un filtrado que es retornado al recipiente de clarificación. Los balances
de materia de la clarificación se resolvieron mediante la especificación de la
corriente de cachaza, la cual representa entre el 2 y 7% de la caña molida y debe
cumplir con las composiciones mostradas en la tabla 29.
Tabla 29. Composición de la cachaza
Componente % peso
Agua 74,4
Materia seca 25,6
Cenizas 14,9
Lípidos 10,7
Finalmente el jugo proveniente de la clarificación es esterilizado a 105ºC en un
intercambiador y luego enfriado a 31ºC para ser llevado a la fermentación, a la
cual debe ingresar con un contenido en azúcares entre 130-180 gr/lt.
En la tabla 30 se presentan las condiciones de operación establecidas para el área
de pretratamiento.
Tabla 30. Condiciones de operación área de pretratamiento
Condición Molienda Clarificación Esterilización
Temperatura (º C) 65 65 105
Fermentación
•
Dos operaciones se llevan a cabo en esta área, la hidrólisis de la sacarosa en
glucosa y fructosa, y la fermentación de la glucosa y un parte de la fructosa en
etanol y dióxido de carbono, principalmente. La fermentación se lleva a cabo
mediante la levadura S. cerevisiae que es continuamente recirculada desde una
centrífuga ubicada aguas abajo del fermentador, debido a que algunas células
mueren es necesario reponer células nuevas las cuales son alimentadas junto a
una fuente de nitrógeno (amoniaco). Los gases formados en la fermentación son
retirados y enviados a una torre de adsorción en la cual se debe recuperar el 98%
en masa del etanol arrastrado.
Las reacciones que se efectúan en la fermentación se presentan en la tabla 31.
Las conversiones correspondientes a las reacciones 1, 2 y 6 se asumieron de
acuerdo a las cinéticas presentadas por Mosheky et al. [73]. Las conversiones de
las reacciones 3 y 4 son reportadas en la referencia [30] y la correspondiente a la
reacción 5, por Wooley et al. [14].
78Tabla 31. Reacciones que tienen lugar en el área de fermentación
No. Reacciones Conversión
Rxn
1 Sacarosa + H O → Glucosa + Fructosa 0,9
2
2 Glucosa → 2 Etanol + 2 CO 0,99
2
3 Glucosa → CO + Acetaldehído + Glicerol 0,005
2
4 Glucosa →CO + Alcohol Isoamílico + 1,5 O 0,001
2 2
5 Glucosa + 1,2 Amoniaco → 6 Levadura + 2,4 H O + 0,3 O 0,027
2 2
6 Fructosa → 2 Etanol + 2 CO 0,67
2
7 Fructosa + 1,2 Amoniaco → 6 Levadura + 2,4 H O + 0,3 O 0,027
2 2
Las condiciones de operación para el área de fermentación se muestran en la
tabla 32.
Tabla 32. Condiciones de operación área de fermentación
Condición Fermentador
Temperatura (º C) 31
Nivel inicial de
130-180
sólidos (gr/lt)
Tiempo de
40
residencia (h)
Número de
5
equipos
Separación y deshidratación
•
La destilación y la adsorción con tamices moleculares se usan para recuperar el
etanol del caldo de fermentación produciéndose etanol a 99,5% en peso de
pureza. La destilación se lleva a cabo en dos columnas, la primera remueve el
CO disuelto (que es enviado a la torre de absorción) y la mayoría del agua
2
obteniéndose una mezcla con 50% en peso de etanol, en esta columna se
alimenta junto al caldo de fermentación el etanol recuperado en la absorción
proveniente de los gases de fermentación. La segunda columna concentra el
etanol hasta una composición cercana a la azeotrópica de 91% en peso.
El agua restante es removida de la mezcla mediante adsorción en fase vapor en
dos lechos de tamices moleculares, el producto de la regeneración de los tamices
es recirculado a la segunda columna de destilación. El destilado de ésta columna
es sobrecalentado a 116ºC para poder ser ingresado a los tamices moleculares.
La adsorción opera a 1,7 atm mientras que la regeneración se lleva a un vacío de
0,14 atm, el ciclo completo que comprende presurización, adsorción,
despresurización y desorción dura alrededor de 10 min.
Dentro de las especificaciones necesarias para el diseño del sistema de
separación se tiene que: la composición de etanol en los fondos de las columnas
de destilación no debe ser superior a 0,1% en peso y la cantidad de producto
utilizado para regenerar es el 30% de la corriente de producto.
En la tabla 33 se muestran las condiciones de operación del área de separación y
deshidratación.
79Tabla 33. Condiciones de operación área de separación
Condición Primera Segunda Tamices Moleculares Columna de
columna Columna Adsorción Desorción Absorción
Temperatura del
70 - 116 116 30
alimento (ºC)
Presión de
1 1 1,7 0,14 1
operación (atm)
Composición del
50 91 99,5 - -
producto (%peso)
Tratamiento de residuos
•
De las aguas de residuo obtenidas en el proceso de obtención de etanol a partir
de caña de azúcar las de mayor volumen son aquellas que provienen de la
primera columna de destilación, conocidas como vinazas. El tratamiento propuesto
consiste en su evaporación y posterior incineración. La especificación requerida
para el diseño del tren de evaporación (cuatro efectos) es concentrar los sólidos
solubles y demás componentes poco volátiles presentes en las vinazas hasta un
valor cercano al 12% en peso, ya que en esta concentración se hacen aptas para
su incineración [54]. La cantidad de vinazas que se espera concentrar se
encuentra entre 12 y 15 litros por litro de producto, así si se desean producir
537.720 lt/día equivalentes a 22.405 lt/h se obtendrán un flujo volumétrico de
vinazas entre 268.860 y 336.075 lt/hr. Los condensados de los evaporadores son
recolectados junto con los fondos de la segunda columna de destilación y
utilizados como agua de proceso. El vapor utilizado en el primer evaporador es
vapor a baja presión, 1,7 atm.
5.3.3 Especificaciones y condiciones de operación para la producción de
etanol a partir de maíz
En la figura 22 se muestra el esquema seguido para la descripción del proceso a
partir de maíz, a lo largo de cada una de las etapas que lo conforman.
Almacenamiento y Pretratamiento
•
El maíz es almacenado en tres silos de 2.000 m3 de capacidad cada uno, que
permiten un stock de materia prima por 3 días. La composición del maíz utilizada
se muestra en la tabla 34.
El pretratamiento consiste inicialmente de la molienda del grano a un tamaño de 3
a 5 mm. Posteriormente se retiran algunas impurezas (polvos y arenas,
principalmente) que generalmente conforman el 0,3% de la masa total del grano
alimentado. Al grano molido se le debe mezclar agua caliente (a 90ºC proveniente
del área de tratamiento de residuos) con el fin de proveer una mezcla con no más
de un 40% en sólidos, apta para la licuefacción. Mediante un balance de materia
se determinó que se requieren 67.400 kg/hr de agua para cumplir con la
especificación de 30% en peso de sólidos. En este instante se mezcla también la
enzima α-amilasa cuya cantidad requerida (48 kg de preparado enzimático) se
80Purga
Agua
nóicrosbA
Levadura
Enzima y enzima
anmuloC
anmuloC
Maíz L avado Molienda Licuefacción SSF
nóicrosdA
are1
ad2
Condensados
Etanol
2do efecto Centrífuga 1er efecto
anhidro
de de
evaporación Vinazas evaporación
ligeras
Secado DDGs
Figura 22. Esquema del proceso de obtención de etanol a partir de maíz
determinó según su actividad (120 Knu†). La mezcla es agitada para proveer un
buen humedecimiento del grano molido.
Tabla 34. Composición del maíz
Componente % peso
Agua 15,50
Solubles 10,90
Glucosa 8,70
Proteína 2,20
Insolubles 68,80
Almidón 60,60
Celulosa 3,46
Hemicelulosa 4,60
Lignina 0,14
Ácidos grasos 3,64
Oleico 1,64
Linoleico 2,00
Cenizas 1,17
La mezcla obtenida es enviada a una etapa de prelicuefacción que consiste de
dos reactores y en la cual se logra transformar una parte de las cadenas de
amilosa y amilopectina del almidón en dextrinas. Posteriormente se pasa la
mezcla a un equipo de cocción en el que se logra solubilizar el almidón a 110ºC.
La masa obtenida es enviada a la segunda etapa de licuefacción que consiste de
† Para licuar 5.26 gr/hr de almidón se requieren 1 Knu
814 reactores y en la que se convierte por completo el almidón a dextrinas, la
licuefacción al igual que la prelicuefacción operan a 88ºC.
La masa licuada es mezclada con una porción de vinazas ligeras provenientes del
área de tratamiento de residuos con el fin de controlar el pH entre 4-5 y con ácido
cuando se requiera. La masa es también mezclada con agua proveniente de la
sección de destilación, esto para disminuir el porcentaje de sólidos que entran a la
fermentación. Mediante balances de materia se determinó la cantidad de reciclo
necesario, teniendo como especificación que la corriente de reciclo del área de
tratamiento de residuos debe ser 15% en peso de la corriente resultante. Debido a
que la fermentación se lleva a cabo a 33ºC es necesario enfriar la masa antes de
ingresar a ésta área.
Las reacciones que se efectúan y las condiciones de operación de las unidades
del área de pretratamiento se muestran en las tablas 35 y 36. Para el paso de
licuefacción solo se encuentran reportados datos sobre el equivalente dextrosa
(ED) de los hidrolizados obtenidos, dada su difícil caracterización, pues las
dextrinas obtenidas van desde maltosas hasta maltohexosas y oligosacáridos de
bajo peso molecular. Por tal motivo, teniendo en cuenta que los hidrolizados de
glucosa (incluida sacarificación) pueden alcanzar hasta un contenido de 97% en
peso de glucosa [11], la conversión inicial del almidón en la licuefacción a
dextrinas debe ser cercana a un 100%.
Tabla 35. Reacciones que tienen lugar en el área de pretratamiento
No. Rxn Equipo Reacciones Conversión
1 Licuefacción Almidón → Dextrinas 0,99
Tabla 36. Condiciones de operación área de pretratamiento
Condición Molienda Mezclado Prelicuefacción Cocción Licuefacción
Temperatura
25 88 88 110 88
(º C)
Tiempo de
0,08
residencia - - 10 20
(5 seg)
(min)
Número de
1 1 2 1 4
equipos
Sacarificación y fermentación simultáneas
•
El área de fermentación es diseña de tal forma que las operaciones de
pretratamiento y separación sean continuas. La planta requiere 4 fermentadores
para cumplir con un tiempo de fermentación de 60 horas. Dos operaciones se
llevan a cabo en esta área: la sacarificación de las dextrinas en glucosa y la
fermentación de la glucosa en etanol y dióxido de carbono, principalmente. La
sacarificación es posible gracias a la acción de la enzima glucoamilasa que es
alimentada continuamente al reactor. La fermentación se lleva a cabo mediante la
levadura S. cerevisiae que es alimentada junto a una fuente de nitrógeno
(amoniaco). Los gases formados en la fermentación son retirados y enviados a
82una torre de adsorción en la cual se debe recuperar el 98% en masa del etanol
arrastrado.
Las reacciones que se efectúan en la fermentación se presentan en la tabla 37.
Las conversiones correspondientes a las reacciones 1 y 2 se fijaron teniendo en
cuenta que con esta configuración (SSF) se puede llegar a una conversión total
del almidón y los azúcares disponibles [16]. Las conversiones de las reacciones 3
y 4 son reportadas en la referencia [30] y la correspondiente a la reacción 5, por
Wooley et al. [14].
Tabla 37. Reacciones que tienen lugar en el área de fermentación
No. Reacciones Conversión
Rxn
1 Dextrinas + H O → Glucosa 0,99
2
2 Glucosa → 2 Etanol + 2 CO 0,99
2
3 Glucosa → CO + Acetaldehído + Glicerol 0,005
2
4 Glucosa →CO + Alcohol Isoamílico + 1,5 O 0,001
2 2
5 Glucosa + 1,2 Amoniaco → 6 Levadura + 2,4 H O + 0,3 O 0,027
2 2
Las condiciones de operación para el área de fermentación se presentan en la
tabla 38.
Tabla 38. Condiciones de operación área de fermentación
Condición Fermentador
Temperatura (º C) 33
Tiempo de
60
residencia (h)
Número de
4
equipos
Separación y deshidratación
•
La destilación y la adsorción con tamices moleculares se usan para recuperar el
etanol del caldo de fermentación produciéndose etanol a 99,5% en peso de
pureza. La destilación se lleva a cabo en dos columnas, la primera remueve el
CO disuelto (que es enviado a la torre de absorción) y la mayoría del agua
2
obteniéndose una mezcla con 50% en peso de etanol, en esta columna se
alimenta junto al caldo de fermentación el etanol recuperado en la absorción
proveniente de los gases de fermentación. La segunda columna concentra el
etanol a una composición cercana a la azeotrópica de 91% en peso.
El agua restante es removida de la mezcla mediante adsorción en fase vapor en
dos lechos de tamices moleculares, el producto de la regeneración de los tamices
es recirculado a la segunda columna de destilación. El destilado de ésta columna
es sobrecalentado a 116 ºC para poder ser ingresado a los tamices moleculares.
La adsorción opera a 1,7 atm mientras que la regeneración se lleva a un vacío de
0,14 atm, el ciclo completo que comprende presurización, adsorción,
despresurización y desorción dura alrededor de 10 min.
83Dentro de las especificaciones necesarias para el diseño del sistema de
separación se tiene que: la composición de etanol en los fondos de las columnas
de destilación no debe ser superior a 0,1% en peso y la cantidad de producto
utilizado para regenerar es el 30% de la corriente de producto.
En la tabla 39 se muestran las condiciones de operación del área de separación y
deshidratación.
Tabla 39. Condiciones de operación área de separación
Primera Segunda Tamices Moleculares Columna de
Condición
columna Columna Adsorción Desorción Absorción
Temperatura del
70 116 116 30
alimento (ºC)
Presión de
1 1 1,7 0.14 1
operación (atm)
Composición del
50 91 99,5
producto (%peso)
Tratamiento de residuos
•
El producto de fondos de la primera columna es parcialmente evaporado en el
primer tren de evaporación que consta de dos efectos, este efluente parcialmente
concentrado es enviado a una centrífuga en la cual se deben obtener granos
húmedos con 35% en peso de sólidos totales. Una porción del efluente líquido de
la centrífuga (vinazas ligeras) es recirculada al área de pretratamiento, la parte
restante se lleva al segundo tren de evaporación que consta de dos efectos y del
cual se obtiene un jarabe con un contenido en sólidos totales de 55% en peso.
El jarabe y los granos húmedos son mezclados y enviados a un secador rotatorio
obteniéndose un subproducto con alto contenido proteínico conocido como DDGs,
los cuales deben contener 9% en peso de humedad y entre 30 y 32% en proteína.
845.4 SIMULACIÓN DE LOS PROCESOS DE OBTENCIÓN DE ETANOL A
PARTIR DE CAÑA DE AZUCAR Y MAÍZ
En las tablas 40 y 45 se muestran las corrientes principales de cada proceso.
Sobre estas corrientes se basó la simulación ya que son las que determinan el
cumplimiento de las especificaciones establecidas en el objetivo anterior. En el
anexo C se muestran los diagramas de flujo correspondientes a cada proceso
simulado.
5.4.1 Simulación del proceso de obtención de etanol a partir de caña de
azúcar
Pretratamiento
•
La corriente 1-CANE, es le alimento de caña de azúcar al proceso y su
composición corresponde a la presentada en la tabla 27 con las modificaciones
mencionadas en la metodología. El agua requerida para la molienda en la
corriente 3-WATER calculada en el objetivo anterior, es de 55.374,79 kg/hr. Esta
cantidad permitió que las corrientes siguientes cumplan con su especificación. La
corriente 6-BAGASS, 7-JUICE y 10-CACHA representa el bagazo, el jugo de caña
y la cachaza. Los flujos resultantes para estas corrientes indican que se están
produciendo 0,99 y 0,2 toneladas de jugo de caña y de bagazo, respectivamente,
por tonelada de caña. La cachaza obtenida representa el 6,6% de la caña
alimentada. Estos datos concuerdan con los especificados en el objetivo anterior
con base en promedio para plantas reales.
El jugo de caña enviado al área de fermentación (corriente 15) contiene 15,46% de
sólidos solubles, que equivalen a 162,7 gr/lt.
Fermentación
•
En el área de fermentación se obtuvo un caldo (corriente 20BEER) cuyo
porcentaje en peso de etanol es 6,7 y una corriente de gases (19-VENT) que
contiene 96,7 % en peso de CO . El caldo de fermentación es enviado a una
2
centrífuga en la cual se recuperó el 99% de la levadura (corriente 21-YEAST) que
es recirculada al primer tanque de fermentación. El caldo proveniente de la
centrífuga ingresa a la primera columna de destilación (13-BEERC) con 7% en
peso de etanol y los gases de fermentación se dirigen a la columna de absorción
(12-SCRUB).
Separación
•
Al área de separación ingresan la corriente proveniente de la fermentación y los
gases de fermentación. La columna de destilación 13-BEERC se encarga de
concentrar el etanol en el destilado (13-DBEER) a 59 % en peso, mientras que por
85los fondos se retiran las vinazas con un contenido en etanol y sólidos de 0,05 y
3,43 % en peso, respectivamente.
La columna de absorción (12-SCRUB) recupera el etanol arrastrado en las
corrientes 19-VENT y 23-VENT cuyo principal componente es el CO , esta unidad
2
recupera el 98,5% del etanol que ingresa y para esto requiere un flujo de agua
(corriente 26-WATER) de 14.000 kg/hr, el cual fue determinado mediante una
análisis de sensibilidad, sabiendo que se debía recuperar el 98% del etanol. La
corriente de purga de gases (25-VENT) contiene 98,25% en peso de CO y la
2
corriente 27-RSCRU que contiene el etanol absorbido es enviada a la columna 13-
BEERC con un contenido en etanol de 1,9% en peso.
El destilado de la primera columna es enviado a la columna rectificadora (14-
RECTI) donde se lleva la mezcla a una composición de 90,6% de etanol
(corriente 34-DRECT), ésta corriente se retira en fase vapor y es sobrecalentada
posteriormente hasta 116ºC para así ser enviada a las columnas de adsorción
(tamices moleculares: 15-SIEVE y 16-SIEVE). En la tabla 41 se presentan los
parámetros de diseño de las columnas de destilación y de adsorción que son el
resultado de aplicar el método corto DSTWU, para una estimado inicial de estos, y
un análisis de sensibilidad sobre el método riguroso RadFrac para su refinación en
el cumplimiento de las especificaciones.
Tabla 41. Parámetros de diseño de las columnas de destilación y de absorción
Parámetros 13-BEERC 14-RECTI 12-SCRUB
Número de etapas 8 20 3
Relación de reflujo molar 2,06 1,5 N/A
Relación D/F molar 0,0764 0,465 N/A
Plato de alimentación 3
24-BEER 4
27-RSCRU 2
32-FEEDR 15
Para dar inicio a la adsorción se permite que el tamiz se presurice a 1,7 atm con el
mismo alimento, lograda esta presión se inicia el retiro de producto y una porción
del mismo para realizar la regeneración del tamiz (desorción). La porción de
producto destinada a la regeneración (corriente 39-AREGE) es el 32,75% de la
corriente de producto, la corriente obtenida de la regeneración (40-REGEN)
contiene etanol a 64,4% en peso. La corriente de producto final (corriente 38-
PRODU) tiene una pureza de 99.5% en peso de etanol y un flujo de 17.696,99
kg/hr, que equivalen a una producción de 22.401,25 lt/hr o 537.630 lt/día. Esta
producción indica que el rendimiento a etanol en el proceso planteado es de 76,56
litros de etanol anhidro por tonelada de caña.
86Tabla 40. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso de obtención de etanol a partir de caña de azúcar
PRETRATAMIENTO FERMENTACION
Corrientes 1-CANE 3-WATER 6-BAGASS 7-JUICE 10-CACHA 15 19-VENT 20BEER 21-YEAST
Flujo total (kg/hr) 292618,774 55374,794 57782,655 290210,913 19421,443 270790,313 17163,38 253657,111 267,846
Fracción másica
Acetaldehído trazas trazas
Amoniaco trazas trazas
Celulosa 0,0550 0,2542 0,0048 0,0724
CO 0,9676 0,0014 0,0001
2
Etanol 0,0138 0,0691 0,0065
Fructosa 0,0060 0,0012 0,0058 0,0691 0,0259 0,0024
Glucosa 0,0090 0,0018 0,0087 0,0722 0,0008 0,0001
Glicerol 0,0040 0,0008 0,0039 0,0427 0,0011 0,0012 0,0001
Alcohol trazas trazas
Isoamílico
Lignina 0,0450 0,2091 0,0037 0,0558
Ácido málico 0,0020 0,0006 0,0019 0,0282
O 0,0006 trazas
2
Proteína 0,0040 0,0134 0,0014 0,0205
Sacarosa 0,1250 0,0106 0,1239 0,0133 0,0014 0,0001
Ácido sulfúrico trazas trazas trazas
Agua 0,7450 1,0000 0,5057 0,8413 0,7546 0,8412 0,0181 0,8963 0,0849
Levadura 0,0006 0,6001
Ceniza 0,0050 0,0025 0,0045 0,0257 0,0030 0,0032 0,3056
87(Continuación)
Tabla 40. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso de obtención de etanol a partir de caña de azúcar
TRATAMIENTO
SEPARACION
DE RESIDUOS
Corrientes 25-VENT 26-WATER 27-RSCRU 29-BOTTO 31-DBEER 34-DRECT 35-BRECT 38-PRODU 52
Flujo total (kg/hr) 17142,403 14000 14365,563 237552,91 29857,336 23493,388 12030,339 17696,991 75753,143
Fracción másica
Acetaldehído trazas trazas trazas
Amoniaco trazas trazas trazas 0,0001
Celulosa
CO 0,9825 0,0012 0,0043 0,0056
2
Etanol 0,0002 0,0190 0,0005 0,5908 0,9060 0,0003 0,9965 trazas
Fructosa 0,0276 0,0866
Glucosa 0,0009 0,0027
Glicerol 0,0012 0,0039
Alcohol Isoamílico trazas trazas trazas trazas trazas
Lignina
Ácido málico
O 0,0006 trazas trazas trazas
2
Proteína
Sacarosa 0,0015 0,0047
Ácido sulfúrico trazas trazas
Agua 0,0167 1,0000 0,9798 0,9652 0,4049 0,0883 0,9997 0,0035 0,8923
Levadura trazas trazas
Ceniza 0,0031 0,0097
88Tratamiento de residuos
•
Para el tratamiento de las vinazas (corriente 29-BOTTO) se simuló un tren de
evaporación en el cual se logró concentrar los sólidos solubles a 10,37% en peso
(corriente 52). El tren de evaporación simulado consta de tres efectos y cada
efecto es el conjunto de un intercambiador de calor y un tanque de flash. Estos
fueron modelados de tal forma que el área de intercambio fuera aproximadamente
igual y que se lograra concentrar los sólidos, en lo posible a 12%, mediante la
variación de la presión de operación, en la tabla 42 se presentan los parámetros
de diseño obtenidos.
La corriente de fondos, 35-BRECT, consiste de agua y es recogida junto a los
condensados de la evaporación para ser utilizada como agua de proceso y en la
generación de vapor.
Tabla 42. Parámetros de diseño del tren de evaporación
Parámetro Primer efecto Segundo efecto Tercer efecto
Presión (atm) 1 0,55 0,25
Área (m2) 2372,56 2332,56 2195,19
La relación vinazas/producto obtenida de la simulación antes de la concentración
es 11,09 es decir, se obtienen 11,09 litros de vinazas por cada litro de etanol
anhidro producido. Luego de la concentración se logró reducir esta relación a 4,28.
5.4.2 Simulación del proceso de obtención de etanol a partir de maíz
Pretratamiento
•
La corriente 1-GRAIN, es el alimento de granos de maíz al proceso y su
composición corresponde a la presentada en la tabla 34. El grano molido es
mezclado con agua de reciclo (corriente 3-RCOND) proveniente del área de
tratamiento de residuos (producción de DDGs), la cantidad de agua es de
67.432,877 kg/hr. Esta cantidad permitió obtener una mezcla con 29,95 % en peso
de sólidos totales que son apropiados para una buena gelatinización en los
reactores de licuefacción y la cocción. La masa de licuefacción se mezcló con una
porción de las vinazas ligeras (12-RBACK) la cual es el 16,65 % en peso de la
corriente 14-ASSF resultante, también se mezcló con agua de reciclo (corriente
11-RRECT) originada de la mezcla de los fondos de la segunda columna de
destilación (9-RECTIF) con una porción de condensados, el flujo de esta corriente
es de 13.178,433 kg/hr y permitió obtener una corriente (14-ASSF) con 23,31 %
en peso de sólidos totales (20,38 % en solubles) apta para la fermentación.
Fermentación
•
En el área de fermentación se obtuvo una corriente (19-FEEDD) con 12% en peso
de etanol y una corriente de gases (31-VENT) con 95,22% en peso de CO .
2
89Separación
•
Al área de separación ingresan la corriente proveniente de la fermentación y los
gases de fermentación. La columna de destilación 8-BEERCO se encarga de
concentrar el etanol en el destilado (26-DISTB) a 63,3% en peso, mientras que por
los fondos se retiran las vinazas con un contenido en etanol de 0,07% en peso. La
columna de absorción (10-SCRUB) recupera el etanol arrastrado en las corrientes
20-VENT y 23-VENT cuyo principal componente es el CO , esta unidad recupera
2
el 98,51% del etanol que ingresa y para esto requiere un flujo de agua (corriente
30-WATER) de 16.119,7 kg/hr, este flujo fue determinado mediante una análisis
de sensibilidad sabiendo que se debía recuperar el 98% del etanol, la corriente de
purga de gases (31-VENT) contiene 98,13% en peso de CO y la corriente 32-
2
RSCRU que contienen el etanol absorbido es enviada a la columna 8-BEERCO
con un contenido en etanol de 3,26% en peso.
El destilado de la primera columna es enviado a la columna rectificadora (9-
RECTF) donde se lleva la mezcla a una composición de 90,29% de etanol
(corriente 28-HETOH), ésta corriente se retira en fase vapor y es sobrecalentada
posteriormente hasta 116ºC para así ser enviada a las columnas de adsorción
(tamices moleculares: 16-SIEVE y 17-SIEVE). En la tabla 44 se presentan los
parámetros de diseño de las columnas de destilación y de adsorción que son el
resultado de aplicar el método corto DSTWU, para una estimado inicial de estas, y
un análisis de sensibilidad sobre el método riguroso RadFrac para su refinación en
el cumplimiento de las especificaciones.
Tabla 44. Parámetros de diseño de las columnas de destilación y de absorción
Parámetros 8-BEERC 9-RECTIF 10-SCRUB
Número de etapas 8 20 3
Relación de reflujo molar 0,4733 2 N/A
Relación D/F molar 0,1378 0,52 N/A
Plato de alimentación 3
25-FEEDD 3
32-RSCRU 2
24-FEEDR 7
Para dar inicio a la adsorción se permite que el tamiz se presurice a 1,7 atm con el
mismo alimento, lograda esta presión se inicia el retiro de producto y una porción
del mismo para realizar la regeneración del tamiz (desorción). La porción de
producto destinada a la regeneración (corriente 47A-PREG) es el 36,39% de la
corriente de producto, la corriente obtenida de la regeneración (47C-REGE)
contiene etanol a 66,2% en peso. La corriente de producto final (corriente 50A-
PROD) tiene una pureza de 99.5% en peso de etanol y un flujo de 17837,24 kg/hr,
que equivalen a una producción de 22.578,78 lt/hr o 541.890 lt/día. Esta
producción indica que el rendimiento a etanol en el proceso planteado es de
445,96 litros de etanol anhidro por tonelada de grano de maíz.
90Tabla 43. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso de obtención de etanol a partir de maíz
PRETRATAMIENTO FERMENTACIÓN SEPARACIÓN
Corrientes 1-GRAIN 3-RCOND 4-MIXGRA 11-RRECT 12-RBACK 14-ASSF 19-FEEDD 20-VENT 30-WATER 31-VENT
Flujo total (kg/hr) 50629,999 67432,877 117959,585 13178,433 26212,575 157350,594 139793,952 17641,94 16119,7 17253,855
Fracción másica
Acetaldehído trazas trazas trazas
Amoniaco trazas trazas trazas trazas 0,0003 0,0002 trazas
Celulosa 0,0345 0,0148 0,0069 0,0122 0,0137
CO 0,0014 0,9522 0,9813
2
Dextrinas trazas trazas trazas 0,0072 0,1954 0,0022 trazas
Etanol 0,0008 0,0004 0,0002 trazas 0,0004 0,1242 0,0281 0,0005
Glucosa 0,0219 0,0094 0,0081 0,0084 0,0024
Glicerol 0,0001 trazas trazas
Hemicelulosa 0,0462 0,0198 0,0092 0,0164 0,0184
Alcohol Isoamílico 0,0004 trazas trazas trazas trazas
Lignina 0,0014 0,0006 0,0003 0,0005 0,0006
Ácido linoleico 0,0200 trazas 0,0086 trazas 0,0639 0,0171 0,0192
O trazas trazas trazas
2
Ácido Oleico 0,0164 trazas 0,0070 trazas 0,0523 0,0140 0,0157
Proteína 0,0869 trazas 0,0372 trazas 0,2779 0,0742 0,0835
Almidón 0,6059 0,2593 0,0001 0,0002 0,0002
Ácido sulfúrico trazas trazas trazas
Agua 0,1550 0,9992 0,6379 0,9994 0,5716 0,6571 0,7131 0,0194 1,0000 0,0181
Levadura 0,0001 trazas 0,0002
Ceniza 0,0118 0,0050 0,0023 0,0042 0,0047
91(Continuación)
Tabla 43. Corrientes principales obtenidas de la simulación del proceso de obtención de etanol a partir de maíz
SEPARACIÓN TRATAMIENTO DE RESIDUOS (DDGS)
32-RSCRU 26-DISTB 27-STILL 28-HETOH 29-BRECT 50A-PROD 32 34-SOLID 43-SYRUP 45-DDGS
Flujo total (kg/hr) 16760,376 28036,605 128265,133 24327,854 10078,433 17837,238 46492,334 12890,518 4706,11 12391,445
Fracción másica
Acetaldehído trazas trazas trazas
Amoniaco 0,0002 0,0018 trazas 0,0021
Celulosa 0,0150 0,0413 0,1310 0,0108 0,1404
CO 0,0011 0,0025 0,0029
2
Dextrinas trazas trazas 0,0024 trazas 0,0065 0,0047 0,0112 0,0087
Etanol 0,0326 0,6330 0,0007 0,9029 trazas 0,9950 trazas trazas trazas trazas
Glucosa 0,0027 0,0073 0,0053 0,0127 0,0103
Glicerol trazas 0,0001 trazas 0,0001 0,0001
Hemicelulosa 0,0201 0,0554 0,1758 0,0144 0,1883
Alcohol Isoamílico trazas 0,0002 trazas 0,0005
Lignina 0,0006 0,0017 0,0055 0,0005 0,0059
Ácido linoleico 0,0209 0,0577 0,0417 0,1004 0,0814
O trazas trazas trazas
2
Ácido Oleico 0,0171 0,0473 0,0341 0,0821 0,0666
Proteína 0,0910 0,2511 0,1811 0,4364 0,3541
Almidón 0,0002 0,0005 0,0016 0,0001 0,0017
Ácido sulfúrico trazas trazas trazas trazas trazas
Agua 0,9660 0,3625 0,8239 0,0922 0,9995 0,0050 0,5164 0,3725 0,3275 0,0923
Levadura 0,0002 0,0006 0,0020 0,0002 0,0021
Ceniza 0,0051 0,0141 0,0447 0,0037 0,0479
92Tratamiento de residuos
•
La corriente 27-STILL proveniente de la primera columna de destilación, 8-
BEERCO, poseen un contenido de 4,06% en peso de sólidos y 9,10% de proteína,
este alto contenido proteínico es aprovechado y por tanto el tratamiento de
residuos consisten en la producción de DDGs.
La producción de DDGs se modeló con dos trenes de evaporación y una
centrífuga. En el primer tren las vinazas son parcialmente evaporadas
obteniéndose un concentrado de 11,36% de sólidos no solubles (corriente 32), los
cuales son enviados a una centrífuga de la cual se retiran granos húmedos a
36,06% en peso de sólidos no solubles (corriente 34-SOLID) y las vinazas ligeras
que son parcialmente recirculadas a la fermentación (corriente 12-RBACK), las
vinazas restantes se concentran hasta 49,01% de sólidos totales (corriente 43-
SYRUP) en el segundo tren de evaporación. Las corrientes 43-SYRUP y 34-
SOLID son mezcladas y secadas para obtener los DDGs (corriente 45-DDGS) con
un contenido proteínico de 35,41% y 9,23% de humedad.
En la tabla 45 se presentan los parámetros de diseño de los tren de evaporación
Tabla 45. Parámetros de diseño del tren de evaporación
Primer tren de evaporación Segundo tren de evaporación
Parámetro Primer efecto Segundo efecto Primer efecto Segundo efecto
Presión (atm) 1 0,4 1 0,35
Área (m2) 1106,96 1264,57266 37,1980 47,5913741
La relación vinazas/producto obtenida de la simulación es 6,01 es decir, se
obtienen 6,01 litros de vinaza por cada litro de etanol anhidro producido.
5.4.3 Requerimientos energéticos
Los requerimientos de energía térmica por áreas y totales obtenidos a partir de los
resultados de la simulación se encuentran en la tabla 46. En las figuras 23 y 24 se
esquematiza la distribución de estos requerimientos.
Tabla 46. Requerimientos energéticos
Áreas de proceso Etanol a partir de Caña de Etanol a partir de Maíz
azúcar
MJ/hr MJ/m3 * MJ/hr MJ/m3 *
Pretratamiento 74926,22 3344,73 8923,72 395,23
Fermentación 50462,85 2252,68 26540,12 1175,47
Separación 209936,39 9371,64 154378,95 6837,49
Tratamiento de residuos 113946,19 5086,60 94355,06 4179,01
TOTAL 449271,65 20055,65 284197,84 12587,22
*m3 de producto
De la tabla se puede observar que el proceso a partir de caña posee un
requerimiento energético mayor, influenciado principalmente por el área de
pretratamiento ya que el flujo de materia prima que se trabaja en el proceso a
93partir de caña es casi 6 veces que el flujo de maíz, lo que incrementa notoriamente
el consumo energético de la esterilización del jugo en comparación con la cocción
de la corriente de maíz.
Tratamiento de Pretratamiento
residuos 17%
25%
Fermentación
11%
Separación
47%
Figura 23. Distribución de los requerimientos energéticos por áreas para el proceso de
obtención de etanol a partir de caña de azúcar
Pretratamiento
3%
Fermentación
Tratamiento de 9%
residuos
33%
Separación
55%
Figura 24. Distribución de los requerimientos energéticos por áreas para el proceso de
obtención de etanol a partir de maíz
Se observa en las figuras 23 y 24 que el área que consume más energía en
ambos procesos es la separación, lo que concuerda con lo reportado en la
literatura. En cuanto a la fermentación, el requerimiento energético se debe
94principalmente al acondicionamiento del caldo de fermentación para el área de
separación (unidades B5-HEAT y B4-HEATE para el proceso a partir de caña y
maíz respectivamente).
Otra área que posee un requerimiento energético alto es la de tratamiento de
residuos, como consecuencia de la concentración de un elevado volumen de
vinazas.
5.4.4 Parámetros para el dimensionamiento de equipos
De los resultados de la simulación se obtuvo la información mínima requerida para
el dimensionamiento y coste de los equipos mediante el software Aspen Icarus
Process Evaluator. Los parámetros generales que el simulador proporcionó de
acuerdo al tipo de unidad se muestran en la tabla 47, y los valores de estos
parámetros para cada unidad se encuentran en el anexo E.
Tabla 47. Parámetros generales de equipos
Tipo de unidad Equipo Parámetros
Crusher Molino Potencia
Diámetro inicial
Diámetro final
RadFrac Columna de destilación Flujo de vapor y líquido en la cima
y en el fondo
Número de reflujo
Número de etapas
Plato de alimentación
Carga del rehervidor
Carga de condensador
HeatX Intercambiador de calor Dirección del flujo
Carga
Área
Coeficiente de transferencia global
Heater Calentador o enfriador Fracción de vapor
Presión de operación
Temperatura de operación
Carga calórica
Flash Evaporador Fracción de vapor
Presión de operación
Temperatura de operación
Carga calórica
Mixer Mezclador Presión de salida
Split Separador Carga calórica
Pump Bomba Eficiencia
Cabeza neta de succión positiva
(NPSH) disponible
RStoic Reactor estequimétrico Fracción de vapor
Presión de operación
Temperatura de operación
Carga calórica
Avance de la reacción
955.5 EVALUACIÓN AMBIENTAL Y ECONÓMICA DE CADA PROCESO
5.5.1 EVALUACIÓN ECONÓMICA
En la tabla 48 se resumen los resultados de los costos de cada proyecto.
Tabla 48. Resumen de los resultados de la evaluación económica (USD)
Caña Maíz
Costos de capital Costo 48.886.496,42 35.546.419,33
Costo de Materias primas
por periodo Costo/periodo 37.177.488,00 59.531.000,00
Costos de operación Costo/periodo 46.482.791,82 75.553.564,83
Costos de fluidos de servicios Costo/periodo 4.166.894,06 9.373.384,47
Costos de personal y
mantenimiento Costo/periodo 1.096.280,00 664.640,00
Ventas totales Costo/periodo 73.645.608,00 84.089.760,00
Como se observa en la figura 25 los costos de capital son mayores para el
proceso a partir de caña debido al mayor requerimiento para las capacidades de
los equipos y de la caldera adicional para la generación de vapor a partir de
bagazo. Los costos de operación del proceso a partir de maíz son mucho más
altos que los del proceso a partir de caña, debido tanto a los elevados costos de
producción de maíz en el país como al de los fluidos de servicio (en particular el
vapor), pues en el proceso a partir de caña no se incurre en este costo. Las
ganancias por venta de productos son mayores en el proceso a partir de maíz
pues se tiene en cuenta la generación de subproductos (DDGs).
90,00
80,00
70,00
60,00 DSU
50,00 ed
senolliM
40,00
30,00
20,00
10,00
0,00
Costos de Costos de Costo de Materias Costos de fluidos Ventas totales
capital operación primas de servicios
Maíz Caña
Figura 25. Resumen de los costos de capital y operación
965.5.1.1 Costos de capital
En las figuras 26 y 27 se presenta la influencia de cada área en el costo de capital
para cada proceso. En el anexo E (tablas E1 y E2) se especifican los costos de las
unidades de cada proceso clasificados por áreas.
Otros
Concentración de
8%
vinazas
21%
Pretratamiento
16%
Destilación y
deshidratación
21%
Fermentación
34%
Figura 26. Distribución de los costos de equipos por áreas
para el proceso de etanol a partir de caña
Otros
Procesamiento 2% Molienda
de DDGs 14%
24%
Licuefacción
12%
SSF
Destilación y
18%
deshidratación
30%
Figura 27. Distribución de los costos de equipos por
áreas para el proceso de etanol a partir de maíz
97El alto porcentaje de participación de la fermentación en los costos de equipos
(figura 26) se debe a la gran capacidad de los fermentadores (ver parámetros de
dimensionamiento anexo E) para proveer el tiempo de residencia necesario para
que se lleve a cabo la fermentación alcohólica. La concentración de vinazas tiene
un alto porcentaje en estos costos por los requerimientos de grandes
evaporadores para manejar estos volúmenes. En el área “otros” se incluye el costo
de las bombas y la caldera, siendo esta última la que genera este alto porcentaje
de participación dentro de los costos de equipos.
De la figura 27, se observa que para el procesamiento de subproductos se
requiere una gran inversión de capital, alrededor de una cuarta parte de la
inversión total de la planta.
5.5.1.2 Costos de operación
En la tabla 49 se resumen los resultados de los costos de operación de cada
proceso por periodo. De acuerdo a estos resultados son menores los costos del
proceso a partir de caña, debido principalmente a los bajos costos de la materia
prima y los fluidos de servicio.
Tabla 49. Resultados de los costos de operación por periodo (USD)
Costos de operación Caña Maíz
Materias primas 37.177.488,00 59.531.000,00
Fluidos de servicio 4.166.894,06 9.373.384,47
Personal 203.280,00 222.640,00
Mantenimiento 893.000,00 442.000,00
Cargos operacionales 50.820,00 55.660,00
Gastos generales 548.140,00 332.320,00
Subtotal 43.039.622,06 69.957.004,47
Gastos administrativos 3.443.169,76 5.596.560,36
Total 46.482.791,82 75.553.564,83
5.5.1.3 Costos de producción
Los costos de producción por litro de etanol para cada materia prima se presentan
en la tabla 50.
Tabla 50. Costos de producción por litro de etanol (USD)
Costo/l de etanol Caña Porcentaje Maíz Porcentaje
Materia prima 0,2075 72,4 0,3296 85,9
Fluidos de servicio 0,0233 8,1 0,0519 13,5
Otros costos de operación 0,0287 10,0 0,0368 9,6
Depreciación de capital 0,0273 9,5 0,0197 5,1
Subproductos 0,0000 0 -0,0544 -14,2
Total 0,2867 100 0,3835 100
Como se ve en la tabla 50 el principal costo en la producción de etanol se debe a
la materia prima, 72,4% y 85,9% para la caña y el maíz respectivamente, siendo
98mucho mayor la influencia del costo del maíz; de ahí la necesidad de mejorar el
costo de producción de dicha materia prima.
De acuerdo a la figura 28, la participación del costo de los fluidos de servicio es
mayor en el proceso a partir de maíz que en el de caña, debido, como ya se
mencionó, a la cogeneración del vapor.
La generación de subproductos dentro del proceso a partir de maíz es un punto
primordial para la sostenibilidad del mismo, pues como puede apreciarse de no ser
por la generación de subproductos, el costo de producción del etanol estaría por
encima del precio de venta del producto.
0,5
0,4
0,3
DSU
0,2
0,1
0
Materia prima Fluidos de Otros costos de Depreciación de Subproductos Total
servicio operación capital
-0,1
Caña Maíz
Figura 28. Costos de producción por litro de producto
5.5.1.4 Indicadores de factibilidad
El potencial económico para el proceso de obtención de etanol a partir de caña es
de 24.909.061,95 USD mientras en el proceso a partir de maíz es de 7.043.618,52
USD, lo que indica que para esta etapa de diseño donde se consideraron los
costos de operación y la depreciación, los dos procesos son factibles. Sin
embargo al observar los valores de la tasa interna de retorno y el valor presente
neto para el último periodo de la vida económica del proyecto, que se presentan
en la tabla 51, se observa que la mejor posibilidad de inversión la da el proceso a
partir de caña, mostrando un mayor valor en la tasa interna de retorno y el valor
presente neto cuando se paga un impuesto de renta menor, como el estipulado
por la ley Quimbaya para el eje cafetero. En el caso de la producción de etanol a
partir de maíz, el proyecto solo es factible cuando se paga un impuesto de renta
99bajo, para el impuesto de renta nacional el proceso no sería factible ya que el valor
presente neto es un valor negativo.
Tabla 51. Valor presente neto y tasa interna de retorno
Etanol a partir de caña Etanol a partir de maíz
Impuesto de renta 3,85 38,5 3,85 38,5
Valor presente neto (USD) 63.831.100,45 27.069.850,17 7.139.165,31 -9.801.294,20
Tasa interna de retorno 46,68 32,4 23,47 -
En la figura 29 se presenta el comportamiento del valor presente neto para cada
periodo de análisis, para los procesos de obtención de etanol a partir de caña y
maíz con un impuesto de renta de 3,85 y 38,5. En esta figura es más claro que la
mejor opción de factibilidad la tiene el proceso a partir de caña con un impuesto de
3,85; también se puede ver el tiempo de pago de la inversión, siendo menores los
dos a partir de caña con un periodo de pago de 4 y 6 años para un impuesto de
3,85 y 38,5 respectivamente. Para el proceso a partir de maíz el único factible es
el que tiene el impuesto de renta de 3,85, con un periodo de pago de 9 años.
80000
60000
4 0000
20000
DSU
ed
0
seliM
1 2 3 4 5 6 7 8 9 10
-2 0000
-40000
-6 0000
Periodos (años)
Caña 3,85 Maíz 3,85 Caña 38,5 Maíz 38,5
Figura 29. Valor presente neto para los 10 periodos de vida del proyecto
1005.5.2 EVALUACIÓN AMBIENTAL
5.5.2.1 Índices de impacto ambiental total
En la tabla 52 se presentan los resultados de los índices de impacto ambiental
total, obtenidos en la evaluación ambiental de cada proceso.
Tabla 52. Índices de potencial de impacto ambiental totales
Caso Iout PEI/hr Iout PEI/kg Igen PEI/hr Igen PEI/kg
Maíz 5.540 0,311 -3.210 -0,180
Caña de azúcar 7.160 0,404 -8.320 -0,047
Figura 30. Potencial de impacto para los dos casos de estudio
En la figura 30 se observa que el proceso a partir de caña de azúcar presenta un
potencial de impacto ambiental de salida mayor que el de maíz, mientras que el
proceso a partir de maíz muestra una generación de potencial de impacto mucho
más negativa indicando que en este proceso se disminuye el potencial de impacto
que ingresa mediante su transformación en otras sustancias, lo que explica el
hecho de que este último caso posea un menor potencial de impacto ambiental
(PEI). También se puede observar que debido a que las capacidades de ambas
plantas son similares, el PEI en función del tiempo y por masa de producto
guardan las mismas proporciones. Por lo anterior, sólo se considerará los PEI por
tiempo para los siguientes resultados.
1015.5.2.2 Índices de impacto ambiental por categoría
En la figura 31 se muestran todas las categorías de impacto consideradas por la
metodología WAR, en esta se ve que las categorías que contribuyen en mayor
proporción con el PEI de salida para ambos casos son la HTPI y la TTP. Estas dos
categorías están estrechamente relacionadas ya que ambas se calculan en
función del LD y casi todos los componentes involucrados contribuyen a estas
50
categorías, aunque unos en mayor proporción que otros. Como ejemplo se
encuentra el amoniaco que posee un valor de índice en estas categorías de 350
mg/kg, mientras que el glicerol presenta un valor de 12.600 mg/kg lo que hace del
amoníaco el mayor contribuyente a esta categoría de impacto.
Figura 31. Potencial de impacto de salida por categoría para los dos casos de estudio
En la figura 32 se observa que la categoría en la que se presenta mayor
generación de impacto al interior de la planta es la ATP, la cual se calcula en
función del LC y que expresa el potencial de toxicidad acuática. Este resultado
50
concuerda con el hecho de que unos de los principales contaminantes generados
en las destilerías son las llamadas vinazas, gracias a su alto contenido orgánico.
102Figura 32. Potencial de impacto generado por categoría para los dos casos de estudio
1035.6 ELECCIÓN DEL MEJOR DIAGRAMA DE PROCESO PARA LA
PRODUCCION DE ETANOL CARBURANTE
De acuerdo a los resultados de la tabla 53, obtenidos de la integración económica
y ambiental siguiendo la estructura jerárquica de integración (ver figura 17), el
proceso de obtención de etanol a partir de caña de azúcar se muestra como la
mejor opción a pesar de ser menos amigable con el ambiente. Mientras las
diferencias ambientales entre los dos procesos no son tan notables, las
económicas si, siendo los beneficios económicos de la obtención de etanol a partir
de maíz sólo un 11,2% de los que se obtienen con la caña de azúcar, lo que se ve
reflejado en la evaluación AHP.
Tabla 53. Resultados de la integración económica y ambiental
NPV (USD) PEI P P AHP
E A
Caña 63.831.100 0,404 0,899 0,435 0,816
Maíz 7.139.165 0,311 0,101 0,565 0,184
Como se ve en la figura 33, el peso de importancia de la evaluación ambiental
debería ser superior al 85% (0,85) para poder que el proceso a partir de maíz
tenga una mejor evaluación AHP que el proceso a partir de caña, lo que indica que
las ventajas económicas son más grandes en el proceso a partir de caña.
0,9
0,8
0,7
0,6
0,5
PHA
0,4
0,3
0,2
0,1
0
0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45 0,5 0,55 0,6 0,65 0,7 0,75 0,8 0,85 0,9
Peso económico
Caña Maíz
Figura 33. Variación de la evaluación AHP con los pesos de importancia
1046. CONCLUSIONES
Del análisis de las tecnologías existentes para la producción de etanol, se
•
encuentra que la integración de procesos como la sacarificación y
fermentación simultáneas en la etapa de fermentación y la pervaporación
acoplada a la destilación en el paso de separación, son las tecnologías más
prometedoras.
Los costos más altos en la producción de etanol se deben a la materia
•
prima y por ello es que actualmente se hacen tantos esfuerzos en la
investigación y desarrollo de tecnologías para el procesamiento de biomasa
lignocelulósica, ya que dicha materia prima es mucho más económica. En
Colombia, los costos de producción de caña y maíz son elevados, pero en
este último caso, la competencia con el sector alimenticio y la poca
tecnificación de este cultivo, lo convierten en un recurso poco apto para su
transformación a etanol. El uso de otros materiales amiláceos diferentes,
como la yuca, está siendo actualmente incentivado por el gobierno.
El hecho de que en las simulaciones se hallan obtenido corrientes muy
•
semejantes a las de procesos reales indica que las técnicas de simulación
son una metodología válida para el diseño conceptual de procesos.
El uso de software en la etapa de diseño y en la evaluación de procesos, se
•
convierte en una herramienta de ayuda para los ingenieros que reduce
tiempo, simplifica costos y permite comparar de manera eficiente diferentes
procesos, acercando los conceptos y decisiones lo más posible a la
realidad.
De acuerdo a las necesidades de materia prima 292,618 y 50,629 ton/h
•
para el proceso a partir de caña y maíz respectivamente, se necesitaría
cultivar 20.618 Ha de caña y 27.002 Ha de maíz; lo que indica que a pesar
de que el rendimiento a etanol a partir de maíz sea mas alto (446 l/ton), es
necesaria una mayor área de cultivo para suplir las necesidades debido a
sus bajos rendimientos por hectárea (5 ton/Ha).
En el proceso de obtención de etanol a partir de maíz se genera una menor
•
cantidad de vinazas por litro de etanol, lo que se refleja en un menor PEI.
Esto debido a que el uso de la sacarificación y fermentación simultáneas
permite una corriente de entrada al fermentador mas concentrada, caso
contrario al de la caña, donde es necesaria una mayor dilución para evitar
la inhibición de la levadura por sustrato.
Aunque ambientalmente el proceso de obtención de etanol a partir de maíz
•
es el más limpio, no se puede considerar como el más apropiado para la
implementación a nivel industrial bajo las condiciones actuales del país;
pues aparte de este indicador ambiental es necesario evaluar también la
105factibilidad económica del proyecto y dar la respectiva importancia a cada
uno de estos factores. Por tal razón, es que de la integración ambiental y
económica la caña posee el valor mas alto en la evaluación AHP, y por tal
motivo representa la mejor opción de materia prima para la producción de
etanol carburante en Colombia.
Si bien no se tuvo en cuenta otros posibles suministros y subproductos,
•
este panorama no cambiaría sustancialmente los resultados de este
trabajo, ya que sí se incluyeron los componentes de proceso que
representaban los mayores valores en gastos y utilidades.
1067. RECOMENDACIONES
En futuros trabajos sobre la producción de etanol, tener en cuenta en el
•
análisis económico otros subproductos del proceso como el dióxido de
carbono y la cogeneración de energía a partir de bagazo.
El estudio de materias primas diferentes como la yuca, el bore, el ñame y la
•
papa en el caso amiláceo y la remolacha azucarera para las materias con
alto contenido en azúcares, crea una nueva e interesante perspectiva del
proceso a partir de etanol, poco explorada hasta el momento.
El uso del bagazo de caña como materia prima secundaria en la obtención
•
de etanol a partir de caña de azúcar y la inclusión de la cofermentación de
los azúcares de celulosa y hemicelulosa presentes en el grano de maíz, son
temas para un nuevo caso de estudio de estos procesos.
Es necesario modificar o generar nuevo software mejor estructurado de tal
•
forma que sean aptos para el diseño y simulación de procesos
biotecnológicos, ya que actualmente los existentes se enfocan
principalmente en los procesos petroquímicos.
Se recomienda la implementación de este tipo de evaluaciones ambientales
•
y económicas asistidas por simuladores dentro de los proyectos y trabajos
que se desarrollen en la sede.
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74. L. CANTER. Manual de Evaluación de Impacto Ambiental. MacGraw Hill.
1998
112ANEXO A
PRINCIPIOS DE LA QUÍMICA VERDE
Los doce principios de la química verde son:
1. La prevención de residuos es preferible al tratamiento o limpieza luego de
que estos han sido formados.
2. Mientras sea práctico, se deben diseñar metodologías sintética para usar o
generar sustancias que exhiban poco o ningún efecto tóxico sobre la salud
humana y el ambiente.
3. Las tecnologías sintéticas deben ser diseñadas para maximizar la
incorporación, en el producto final, de todos los materiales usados en un
proceso.
4. La materia prima debe ser renovable mientras sea práctico técnica y
económicamente.
5. Los agentes catalíticos selectivos son superiores a los estequiométricos,
siendo los demás factores iguales.
6. Derivados innecesarios (grupos de bloqueo, grupos de protección,
modificaciones temporales de las propiedades físicas y químicas, etc.) se
deben evitar en lo posible.
7. El uso de sustancias auxiliares (solventes, agentes de separación, etc.)
deben se eliminado en los posible, y en el caso de que sean necesario
deben ser lo menos dañinos.
8. El requerimiento energético debe reconocerse por sus impactos
ambientales y económicos, y debe ser minimizado.
9. Los productos químicos deben ser diseñados para llevar a cabo eficacia en
función mientras reduce toxicidad.
10. Los productos químicos deben diseñarse de tal forma que al final de vida
funcional no permanezcan en el ambiente y se degraden en sustancias no
perjudiciales.
11. Las sustancias usadas en los procesos químicos, y la forma específica de
estas sustancias, deben minimizar el potencial de accidentes químicos
resultante de su vertimiento, explosión y combustión, por ejemplo.
12. Las metodologías analíticas deben ser desarrolladas y usada para permitir
en tiempo real el monitoreo y control de procesos con el fin de reducir o
eliminar la formación de sustancias peligrosas o indeseables.ANEXO B
SIMULACION
Tabla B1. Sustancias incluidas en la simulación
Base de datos Componentes adicionados
Componente ID Propiedades
SI No Modelado como
ingresadas
Acetaldehído ACETALDE √
Amoníaco AMMON-01 √
Ceniza ASH √ Sólido NC
Celulosa CELLULOS √ Sólido CPSPO, PLXANT,
DHSFRM, VSPOLY
Monóxido de
CO2 √
carbono
Dextrina DEXTRIN √ Dextrosa VB
Etanol ETOH √
Glucosa GLUCOSE √ Dextrosa TC, PC, OMEGA,
VC, DHSFRM,
DGFORM,
RKTZRA, CPIG,
CPLIKC, DHVLWT
Fructosa FRUCTOSE √ Dextrosa
Glicerol GLYCE-01 √
Hemicelulosa HEMICELL √ Sólido CPSPO, PLXANT,
DHSFRM, VSPOLY
Alcohol isoamílico ISOAMYL √
Lignina LIGNIN √ Sólido CPSPO, DHVLWT,
PLXANT,
DHSFRM,
RKTZRA, TC, PC,
VC, ZC, VSPOLY
Ácido linoleico LINOLEIC √
Oxígeno O2 √
Ácido oleico OLEIC-01 √
Proteína PROTEIN √ Lisina
Almidón STARC H √ Sólido CPSPO, PLXANT,
DHSFRM, VSPOLY
Sacarosa SUCROSE √
Ácido sulfúrico SULFU-01 √
Agua WATER √
Levadura YEAST √ Sólido CPSPO, DHVLWT,
PLXANT,
DHSFRM,
RKTZRA, TC, PC,
VC, ZC, VSPOLY
NC: No convencional, Pc: Presión crítica, Tc: Temperatura crítica, Vc: Volumen crítico, Zc: Factor
de compresibilidad crítico, Omega: Omega de Pitzer, Dgform: Energía libre de Gibbs de formación,
Dhform: Calor de formación, Plxant: Constantes de gas ideal de Antoine, Mw: Peso molecular,
Cpspo: Coeficientes para la capacidad calorífica de sólido, Dhvlwt: Parámetros para el calor de
vaporización de Watson, Dhsfrm: Calor de formación de sólidos a 25ºC, Rktzra: Parámetro para ladensidad de líquido de Rackett, Vspoly: Parámetros para el volumen molar de sólido, Cplikc:
Parámetros para la capacidad calórica de líquido, Cpig: Coeficientes para la capacidad calórica de
gases ideales, Vb: Volumen molar de líquido a la temperatura normal de ebullición.
Tabla B2. Corrientes de entrada al proceso a partir de caña de azúcar
1-CANE 3-WATER 8-SULACI 17-YEAST 26-WATER 42
Flujo total (kg/hr) 292.618,774 55.374,794 1 30 14.000 50.000
Fracción másica
Acetaldehído
Amoniaco 0,7200
Celulosa 0,0550
CO
2
Etanol
Fructosa 0,0060
Glucosa 0,0090
Glicerol 0,0040
Alcohol Isoamílico
Lignina 0,0450
Ácido málico 0,0020
O
2
Proteína 0,0040
Sacarosa 0,1250
Ácido sulfúrico 0,2000
Agua 0,7450 1,0000 0,8000 1,0000 1,0000
Levadura 0,2800
Ceniza 0,0050
Tabla B3. Corrientes de salida del proceso de a partir de caña de azúcar
6-BAGASS 10-CACHA 21-YEAST 25-VENT 38-PRODU 52 59
Flujo total (kg/hr) 57.782,655 19.421,443 267,846 17.142,403 17.696,991 75.753,143 223.830,105
Fracción másica
Acetaldehído 0,0000
Amoniaco 0,0000 0,0000
Celulosa 0,2542 0,0724
CO 0,0001 0,9825
2
Etanol 0,0065 0,0002 0,9965 0,0000 0,0006
Fructosa 0,0012 0,0024 0,0866
Glucosa 0,0018 0,0001 0,0027
Glicerol 0,0008 0,0427 0,0001 0,0039 0,0000
Alcohol Isoamílico 0,0000 0,0000
Lignina 0,2091 0,0558
Ácido málico 0,0006 0,0282
O 0,0006
2
Proteína 0,0134 0,0205
Sacarosa 0,0106 0,0001 0,0047 0,0000
Ácido sulfúrico 0,0000 0,0000
Agua 0,5057 0,7546 0,0849 0,0167 0,0035 0,8923 0,9994
Levadura 0,6001 0,0000
Ceniza 0,0025 0,0257 0,3056 0,0097Tabla B4. Corrientes de entrada al proceso a partir de maíz
1-GRAIN 4AMYLASE 15-YEAST 16-GLAMY 17-ACID 30-WATER 31A-VAP
Flujo total (kg/hr) 50.629,999 48,599 70,877 13,638 1 16119,7 37.500
Fracción másica
Acetaldehído
Amoniaco 0,7397
Celulosa 0,0345
CO
2
Dextrinas
Etanol
Glucosa 0,0219
Glicerol
Hemicelulosa 0,0462
Alcohol Isoamílico
Lignina 0,0014
Ácido linoleico 0,0200
O
2
Ácido Oleico 0,0164
Proteína 0,0869
Almidón 0,6059
Ácido sulfúrico 0,2000
Agua 0,1550 1,0000 1,0000 0,8000 1,0000 1,0000
Levadura 0,2603
Ceniza 0,0118
Tabla B5. Corrientes de salida del proceso de a partir de maíz
3-IMPURI 31-VENT 45-DDGS 46-VENT 50A-PROD 54
Flujo total (kg/hr) 151,89 17253,855 12391,445 5205,183 17837,238 51423,053
Fracción másica
Acetaldehído 0,0000
Amoniaco 0,0000 0,0000
Celulosa 0,0345 0,1404
CO 0,9813
2
Dextrinas 0,0087 0,0010 0,0000
Etanol 0,0005 0,0000 0,0000 0,9950 0,0008
Glucosa 0,0219 0,0103
Glicerol 0,0001 0,0000
Hemicelulosa 0,0462 0,1883
Alcohol Isoamílico 0,0000
Lignina 0,0014 0,0059
Ácido linoleico 0,0200 0,0814 0,0000 0,0000
O 0,0000
2
Ácido Oleico 0,0164 0,0666 0,0000 0,0000
Proteína 0,0869 0,3541 0,0001 0,0000
Almidón 0,6059 0,0017
Ácido sulfúrico 0,0000
Agua 0,1550 0,0181 0,0923 0,9988 0,0050 0,9992
Levadura 0,0021
Ceniza 0,0118 0,0479ANEXO C
DIAGRAMAS DE FLUJO DE LA SIMULACIÓN4
3-WATER 8-SULACI
1-WASH
1-CANE 8 9-FILTER
7-TANK
6-BAGASS
2-MILL B2-HEAT
2-CANE 5 8-JUICE 4-TANK 5-TANK 11-JUICE 12
9 6-RFILTE
3-SEP1
7-JUICE 10-CACHA
B1-HEAT
26-WATER
25-VENT
13
12-SCRUB 8-FERMEN
17-YEAST
19-VENT
23-VENT 21-YEAST B4-COOL B3-HEAT
20-BEER 9-DEGAS 15 14
27-RSCRU 11-DEGAS
18-BEER
22
B5-HEAT
10-CENTR
20BEER
13-BEERC
24-BEER
31-DBEER
B6-HEAT
34-DRECT 34
29-BOTTO
40-REGEN
14-RECTI
A2-MIX
32-FEEDR C4-TANK 15-SIEVE 16-SIEVE
41-REGEN
39-AREGE
37-PRODU
B7-COOL
35-BRECT B8-COOL
38-PRODU
33-AREGE
59
B13-COOL 42
17-EVAP 18-EVAP 19-EVAP
44 45 49
B9-HEAT
51
46A 47 48A 50
52
58
46 B10-HEAT 48 B11-HEAT
43
B12-COOL
57 55
56 54
D1-PUMP 53
C5-TANK
A3-MIX
Figura C1. Diagrama de flujo del proceso de obtención de etanol anhidro a partir de caña de azúcarB15-HEAT 11-RRECT
11-PUMP
D3-PUMP
1-GRAIN
1-MILL
16-GLAMY
17-ACID
4AMYLASE 2-LICUEF
2-MGRAINC1-W SEPASH 4-MIXGRA B1-HEATE 6-COOK3-COOKER B2-HEATE 8-COOKED4-LICUEF 13-MASHB3-HEA1 T5- EY 1E 4-A AS ST 5-SSF
3-MGRAIN A1-MIXER 7-COOK SF
3-IMPURI 5-PRELIQ 9-Q A2-MIX
10-LIQUE
3-RCOND
31-VENT 30-WATER 21-Q 18-BEER
D1-PUMP 10-SCRUB 12-RBACK
51
48-REGE
C3-TANK
47C-REGE
B17-HEAT B12-HEAT
47 28A 9-RECTF 20-VENT
17-SIEVE 16-SIEVE 28-HETOH 8-BEERCO 23-VENT
3-PUMP 6-DEGAS
32-RSCRU
26-DISTB
47A-PREG 48A 24-FEEDR B4-HEATE
50-PRODU A5-MIX A4-MIX 25-FEEDD 7-DEGAS 22-FEEDD 19-FEEDD
29-BRECT
B14-HEAT B13-HEAT
48B-REGE
C2-SPLIT
50A-PROD 27-STILL 12-PUMP
D2-PUMP
31A-VAP
B5-HEATV 30A-VAP 33-TSTLL
52 B18-HEAT 27A-STIL 11A-EVAP 11B-EVAP 12-CFUGE 35 13A-EVAP 13B-EVAP
30B-VAP 36-VAP
30A-LIQ
3OA1-LIQ 30B-LIQ D4-PUMP B7-HEAT
30B2-LIQ 37 38
3-RCONPU B6-HEATV 32 B9-HEAT 39A 39 46-VENT
43-SYRUP
C1-SPLIT 31A-COND 31B-COND B8-HEAT 39B B10-HEAT 42 14-SOMIX 15-SODRY
31-TCOND
54 A3-MIXER 31C-COND 34-SOLID 44
36-COND
B16-HEAT
41
53 45-DDGS
Figura C2. Diagrama de flujo del proceso de obtención de etanol anhidro a partir de maízANEXO D
EVALUACIÓN AMBIENTAL
Tabla D1. Compuestos adicionados a la base de datos del WAR GUI
Numero Peso HTPI y
Formula HTPE ATP
CAS molecular TTP
Celulosa 9004-34-6 C6H10O5 162,142 5.000 15 5.800
Dextrinas 9005-84-9 C6H10O5 162,142 6.600 15 5.000
Hemicelulosa 58-86-6 C5H8O4 132,116 23.000
Lignina 122,123 5.000 15 5.800
Almidón 9005-25-8 C6H10O5 162,142 6.600 15 5.000
Levadura 24,6 25.800 4.563.461,3
Ceniza 6.600 15 5.000
Fructosa 7660-25-5 C6H12O6 180,16 25.800 4.563.461,3ANEXO E
EVALUACIÓN ECONOMICA
Tabla E1. Áreas y equipos para el proceso de obtención de etanol a partir de caña
CLASE DE EQUIPO COSTO TOTAL
AREA UNIDAD
(ASPEN ICARUS) INSTALADO (USD)
A2-MIX
A3-MIX
A1-MIX
OTROS
A4-MIX
C5-TANK DVT CYLINDER 93.500,00
BOILER ESTBSTM BOILER 1.572.200,00
1-WASH EST DEFLAKE DK 414.900,00
2-MILL ECR SAWTOOTH 105.000,00
B1-HEAT DHE FLOAT HEAD 80.700,00
4-TANK DVT CYLINDER 161.900,00
5-TANK DAT REACTOR 363.200,00
PRETRATAMIENTO 6-RFILTE EDD SINGLE VAC 627.900,00
7-TANK DVT CYLINDER 135.900,00
B2-HEAT DHE FLOAT HEAD 64.600,00
B3-HEAT DHE FLOAT HEAD 82.300,00
B4-COOL DHE FLOAT HEAD 1.207.000,00
CANE-CONVEYOR DCO OPEN BELT 98.400,00
8-FERMEN DAT REACTOR 6.181.000,00
FERMENTACION 10-CENTR ECT SOLID BOWL 632.000,00
B5-HEAT DHE FLOAT HEAD 80.000,00
12-SCRUB-tower DTW PACKED 165.500,00
11-DEGAS DVT CYLINDER 144.100,00
13-BEERC-reb DRB U TUBE 329.700,00
13-BEERC-bottoms split
13-BEERC-overhead split
13-BEERC-reflux pump DCP CENTRIF 36.900,00
13-BEERC-cond acc DHT HORIZ DRUM 101.600,00
13-BEERC-cond DHE FIXED T S 386.700,00
13-BEERC-tower DTW TRAYED 519.300,00
14-RECTI-reb DRB U TUBE 151.700,00
DESTILACION Y 14-RECTI-bottoms split
DESHIDRATACION 14-RECTI-overhead split
14-RECTI-reflux pump DCP CENTRIF 31.100,00
14-RECTI-cond acc DHT HORIZ DRUM 82.000,00
14-RECTI-cond DHE FIXED T S 80.500,00
14-RECTI-tower DTW TRAYED 382.000,00
B6-HEAT DHE FLOAT HEAD 56.800,00
15-SIEVE DVT CYLINDER 798.400,00
16-SIEVE DVT CYLINDER 798.400,00
C4-TANK DVT CYLINDER 70.600,00
B7-HEAT DHE FLOAT HEAD 112.700,00
B8-HEAT DHE FLOAT HEAD 52.700,00
B9-HEAT EE LONG VERT 1.410.900,00
B10-HEAT EE LONG VERT 1.394.900,00
CONCENTRACION DE
B11-HEAT EE LONG VERT 1.339.300,00
VINAZAS
B12-HEAT DHE FLOAT HEAD 192.900,00
D1-PUMP DCP CENTRIF 44.200,00Tabla E2. Áreas y equipos para el proceso de obtención de etanol a partir de maíz
TIPO DE EQUIPO COSTO TOTAL
AREA UNIDAD
(ASPEN ICARUS) INSTALADO (USD)
A2-MIX
A3-MIXER DVT CYLINDER 105.300,00
A4-MIX
A5-MIX
A6-MIXER
A8-MIXER
OTROS
B15-HEAT DHE FLOAT HEAD 53.800,00
C2-SPLIT
D1-PUMP DCP CENTRIF 33.200,00
D2-PUMP DCP CENTRIF 29.500,00
D3-PUMP DCP CENTRIF 23.800,00
B18-HEAT DHE PRE ENGR 29.700,00
CORN-STORAGE DVT CONE BTM 1.424.100,00
C1-WASH DCO OPEN BELT 59.500,00
MOLIENDA
1-MILL ECR REV HAMR 154.700,00
A1-MIXER DAT MIXER 153.000,00
2-LICUEF DAT REACTOR 467.600,00
4-LICUEF DAT REACTOR 935.200,00
LICUEFACCION B1-HEATE DHE FLOAT HEAD 111.600,00
B2-HEATE DHE FLOAT HEAD 62.600,00
3-COOKER DHE PRE ENGR
B3-HEATE DHE FLOAT HEAD 130.500,00
SSF
B4-HEATE DHE FLOAT HEAD 83.800,00
5-SSF DAT REACTOR 2.044.700,00
10-SCRUB-tower DTW PACKED 156.200,00
7-DEGAS DVT CYLINDER 124.100,00
8-BEERCO-reb DRB U TUBE 209.300,00
8-BEERCO-bottoms split
8-BEERCO-overhead split
8-BEERCO-reflux pump DCP CENTRIF 34.200,00
8-BEERCO-cond acc DHT HORIZ DRUM 78.900,00
8-BEERCO-cond DHE FIXED T S 179.300,00
8-BEERCO-tower DTW TRAYED 314.700,00
9-RECTF-reb DRB U TUBE 194.300,00
DESTILACION Y 9-RECTF-bottoms split
DESHIDRATACION 9-RECTF-overhead split
9-RECTF-reflux pump DCP CENTRIF 34.300,00
9-RECTF-cond acc DHT HORIZ DRUM 85.900,00
9-RECTF-cond DHE FIXED T S 87.600,00
9-RECTF-tower DTW TRAYED 434.000,00
B12-HEAT DHE PRE ENGR 29.700,00
B13-HEAT DHE FLOAT HEAD 53.600,00
B17-HEAT DHE FLOAT HEAD 62.200,00
B14-HEAT DHE FLOAT HEAD 112.900,00
C3-TANK DVT CYLINDER 66.100,00
17-SIEVE DVT CYLINDER 782.200,00
16-SIEVE DVT CYLINDER 782.200,00
B5-HEATV EE LONG VERT 846.500,00
B6-HEATV EE LONG VERT 925.500,00
D4-PUMP DCP CENTRIF 32.700,00
B7-HEAT DHE FLOAT HEAD 82.200,00
B16-HEAT DHE FLOAT HEAD 51.800,00
PROCESAMIENTO DE
B9-HEAT EE STAND VERT 255.500,00
DDGs
B10-HEAT EE STAND VERT 289.500,00
12-CFUGE ECT SOLID BOWL 339.200,00
14-SOMIX ECO SCREW 13.200,00
15-SODRY ERD INDIRECT 138.700,00
B8-HEAT DHE FLOAT HEAD 123.300,00
Las unidades sombreadas son los equipos adicionales a los de la simulación.Tabla E3. Parámetros de dimensionamiento de los equipos
para el proceso a partir de caña
Unidad Parámetro Valor unidades
C5-TANK Base material thickness 8,0003 mm
C5-TANK Design gauge pressure 345,000 kpa
C5-TANK Design temperature 129,962 ºC
C5-TANK Liquid volume 6,4654 m3
C5-TANK Total weight 1900 kg
C5-TANK Vessel diameter 1,4000 m
C5-TANK Vessel tangent to tangent height 4,2000 m
CALDERA Boiler flow rate 157000,00 kg/h
CALDERA Steam gauge pressure 690,000 kpa
CALDERA Total weight 107400 kg
CANE-CONVEYOR Belt width 3000,000 mm
CANE-CONVEYOR Conveyor flow rate 292,618 ton/h
CANE-CONVEYOR Conveyor length 20,000 m
CANE-CONVEYOR Conveyor speed 5490,000 m/h
CANE-CONVEYOR Driver power per section 11,000 kw
CANE-CONVEYOR Driver speed 1750,000 rpm
CANE-CONVEYOR Total weight 5500 kg
1-WASH Consistency Air Dried 4,0000 percent
1-WASH Deflaker speed 1200 rpm
1-WASH Driver power 710,000 kw
1-WASH Hydraulic capacity 13,149 l/s
1-WASH Rotor diameter 700,000 mm
1-WASH Total weight 7000 kg
2-MILL Crusher flow rate 619,324 ton/h
2-MILL Driver power 17,710 kw
2-MILL Total weight 1700 kg
4-TANK Base material thickness 8,0003 mm
4-TANK Design gauge pressure 104,000 kpa
4-TANK Design temperature 125,000 ºC
4-TANK Liquid volume 50,000 m3
4-TANK Total weight 8100 kg
4-TANK Vessel diameter 3,0000 m
4-TANK Vessel tangent to tangent height 7,0741 m
6-RFILTE Driver power 15,000 kw
6-RFILTE Flow rate 360699,00 kg/h
6-RFILTE Total weight 24400 kg
6-RFILTE Tray area 10,0000 m2
7-TANK Base material thickness 8,0003 mm
7-TANK Design gauge pressure 104,000 kpa
7-TANK Design temperature 125,000 ºC
7-TANK Liquid volume 25,000 m3
7-TANK Total weight 4600 kg
7-TANK Vessel diameter 2,0000 m
7-TANK Vessel tangent to tangent height 7,9583 m
B1-HEAT Heat transfer area 128,932 m2
B1-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B1-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B1-HEAT Shell diameter 600,000 mm
B1-HEAT Shell length 6,7000 m
B1-HEAT Total weight 5500 kg
B1-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B1-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B1-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B1-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B2-HEAT Heat transfer area 63,717 m2
B2-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B2-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B2-HEAT Shell diameter 450,002 mm
B2-HEAT Shell length 6,7000 m
B2-HEAT Total weight 2900 kg
B2-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B2-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B2-HEAT Tube length extended 6,0960 mB2-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B4-COOL Area per shell 553,052 m2
B4-COOL Shell design gauge pressure 515,000 kpa
B4-COOL Shell design temperature 125,000 ºC
B4-COOL Shell diameter 1175,000 mm
B4-COOL Shell length 7,0000 m
B4-COOL Total weight 232800 kg
B4-COOL Tube design gauge pressure 104,000 kpa
B4-COOL Tube design temperature 135,000 ºC
B4-COOL Tube length extended 6,0960 m
B4-COOL Tube outside diameter 25,400 mm
5-TANK Agitator power 106,001 kw
5-TANK Base material thickness 28,000 mm
5-TANK Design gauge pressure 104,000 kpa
5-TANK Design temperature 125,000 ºC
5-TANK Fluid depth 7,0104 m
5-TANK Impeller speed 246,000 rpm
5-TANK Jacket design gauge pressure 620,001 kpa
5-TANK Liquid volume 50,000 m3
5-TANK Total weight 39000 kg
5-TANK Vessel diameter 3,0000 m
5-TANK Vessel tangent to tangent height 7,3152 m
B3-HEAT Heat transfer area 142,996 m2
B3-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B3-HEAT Shell design temperature 135,000 ºC
B3-HEAT Shell diameter 625,000 mm
B3-HEAT Shell length 6,7000 m
B3-HEAT Total weight 6000 kg
B3-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B3-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B3-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B3-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
10-CENTR Bowl diameter 1300,000 mm
10-CENTR Bowl length 3300,000 mm
10-CENTR Driver power 265,000 kw
10-CENTR Flow rate 253656,00 kg/h
10-CENTR Total weight 20100 kg
8-FERMEN Agitator power 0,7500 kw
8-FERMEN Base material thickness 40,000 mm
8-FERMEN Design gauge pressure 104,000 kpa
8-FERMEN Design temperature 125,000 ºC
8-FERMEN Fluid depth 24,689 m
8-FERMEN Impeller speed 10,0000 rpm
8-FERMEN Jacket design gauge pressure 620,001 kpa
8-FERMEN Liquid volume 700,000 m3
8-FERMEN Total weight 307500 kg
8-FERMEN Vessel diameter 6,0000 m
8-FERMEN Vessel tangent to tangent height 24,994 m
B5-HEAT Heat transfer area 125,763 m2
B5-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B5-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B5-HEAT Shell diameter 575,000 mm
B5-HEAT Shell length 6,7000 m
B5-HEAT Total weight 5400 kg
B5-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B5-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B5-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B5-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
11-DEGAS Base material thickness 9,0002 mm
11-DEGAS Design gauge pressure 104,000 kpa
11-DEGAS Design temperature 125,000 ºC
11-DEGAS Liquid volume 27,522 m3
11-DEGAS Total weight 5700 kg
11-DEGAS Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
11-DEGAS Vessel diameter 2,2860 m
11-DEGAS Vessel tangent to tangent height 6,7056 m12-SCRUB-tower Base material thickness 9,0002 mm
12-SCRUB-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
12-SCRUB-tower Design temperature 125,000 ºC
12-SCRUB-tower Total packing height 3,0480 m
12-SCRUB-tower Total weight less packing 7200 kg
12-SCRUB-tower Vessel diameter 1,9812 m
12-SCRUB-tower Vessel tangent to tangent height 6,8580 m
13-BEERC-tower Base material thickness 9,0002 mm
13-BEERC-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
13-BEERC-tower Design temperature 130,043 ºC
13-BEERC-tower Total weight 36200 kg
13-BEERC-tower Tray spacing 609,600 mm
13-BEERC-tower Tray thickness 4,5001 mm
13-BEERC-tower Vessel diameter 5,0292 m
13-BEERC-tower Vessel tangent to tangent height 9,2964 m
13-BEERC-cond Area per shell 543,390 m2
13-BEERC-cond Shell design gauge pressure 515,000 kpa
13-BEERC-cond Shell design temperature 125,000 ºC
13-BEERC-cond Shell diameter 1150,000 mm
13-BEERC-cond Shell length 6,1000 m
13-BEERC-cond Total weight 73200 kg
13-BEERC-cond Tube design gauge pressure 104,000 kpa
13-BEERC-cond Tube design temperature 125,000 ºC
13-BEERC-cond Tube length extended 6,0960 m
13-BEERC-cond Tube outside diameter 25,400 mm
13-BEERC-cond acc Base material thickness 8,0003 mm
13-BEERC-cond acc Design gauge pressure 104,000 kpa
13-BEERC-cond acc Design temperature 125,000 ºC
13-BEERC-cond acc Liquid volume 11,101 m3
13-BEERC-cond acc Total weight 3200 kg
13-BEERC-cond acc Vacuum design gauge pressure -20,0000 kpa
13-BEERC-cond acc Vessel diameter 1,6764 m
13-BEERC-cond acc Vessel tangent to tangent length 5,0292 m
13-BEERC-reflux pump Design gauge pressure 104,000 kpa
13-BEERC-reflux pump Design temperature 125,000 ºC
13-BEERC-reflux pump Driver power 30,000 kw
13-BEERC-reflux pump Fluid head 70,000 m
13-BEERC-reflux pump Liquid flow rate 26,957 l/s
13-BEERC-reflux pump Speed 3600,000 rpm
13-BEERC-reflux pump Total weight 420 kg
13-BEERC-reb Area per shell 222,596 m2
13-BEERC-reb Shell design gauge pressure 104,000 kpa
13-BEERC-reb Shell design temperature 130,043 ºC
13-BEERC-reb Shell diameter 1600,000 mm
13-BEERC-reb Shell length 4,0000 m
13-BEERC-reb Total weight 38400 kg
13-BEERC-reb Tube design gauge pressure 859,500 kpa
13-BEERC-reb Tube design temperature 194,300 ºC
13-BEERC-reb Tube length extended 6,0960 m
13-BEERC-reb Tube outside diameter 25,400 mm
13-BEERC-reb Tube port diameter 1067,000 mm
14-RECTI-tower Base material thickness 9,0002 mm
14-RECTI-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
14-RECTI-tower Design temperature 129,962 ºC
14-RECTI-tower Total weight 38200 kg
14-RECTI-tower Tray spacing 609,600 mm
14-RECTI-tower Tray thickness 4,5001 mm
14-RECTI-tower Vessel diameter 2,8956 m
14-RECTI-tower Vessel tangent to tangent height 21,488 m
14-RECTI-cond Heat transfer area 156,867 m2
14-RECTI-cond Shell design gauge pressure 515,000 kpa
14-RECTI-cond Shell design temperature 125,000 ºC
14-RECTI-cond Shell diameter 625,000 mm
14-RECTI-cond Shell length 6,1000 m
14-RECTI-cond Total weight 6100 kg
14-RECTI-cond Tube design gauge pressure 104,000 kpa14-RECTI-cond Tube design temperature 125,000 ºC
14-RECTI-cond Tube length extended 6,0960 m
14-RECTI-cond Tube outside diameter 25,400 mm
14-RECTI-cond acc Base material thickness 8,0003 mm
14-RECTI-cond acc Design gauge pressure 104,000 kpa
14-RECTI-cond acc Design temperature 125,000 ºC
14-RECTI-cond acc Liquid volume 4,2701 m3
14-RECTI-cond acc Total weight 1900 kg
14-RECTI-cond acc Vacuum design gauge pressure -20,0000 kpa
14-RECTI-cond acc Vessel diameter 1,2192 m
14-RECTI-cond acc Vessel tangent to tangent length 3,6576 m
14-RECTI-reflux pump Design gauge pressure 104,000 kpa
14-RECTI-reflux pump Design temperature 125,000 ºC
14-RECTI-reflux pump Driver power 11,000 kw
14-RECTI-reflux pump Fluid head 70,000 m
14-RECTI-reflux pump Liquid flow rate 10,768 l/s
14-RECTI-reflux pump Speed 3600,000 rpm
14-RECTI-reflux pump Total weight 260 kg
14-RECTI-reb Heat transfer area 235,220 m2
14-RECTI-reb Shell design gauge pressure 104,000 kpa
14-RECTI-reb Shell design temperature 129,962 ºC
14-RECTI-reb Shell diameter 1625,000 mm
14-RECTI-reb Shell length 4,0000 m
14-RECTI-reb Total weight 9900 kg
14-RECTI-reb Tube design gauge pressure 859,500 kpa
14-RECTI-reb Tube design temperature 194,300 ºC
14-RECTI-reb Tube length extended 6,0960 m
14-RECTI-reb Tube outside diameter 25,400 mm
14-RECTI-reb Tube port diameter 1092,000 mm
15-SIEVE Base material thickness 8,0003 mm
15-SIEVE Design gauge pressure 104,000 kpa
15-SIEVE Design temperature 146,000 ºC
15-SIEVE Liquid volume 5,9937 m3
15-SIEVE Total weight 2100 kg
15-SIEVE Vessel diameter 1,0668 m
15-SIEVE Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
16-SIEVE Base material thickness 8,0003 mm
16-SIEVE Design gauge pressure 104,000 kpa
16-SIEVE Design temperature 146,000 ºC
16-SIEVE Liquid volume 5,9937 m3
16-SIEVE Total weight 2100 kg
16-SIEVE Vessel diameter 1,0668 m
16-SIEVE Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
B6-HEAT Heat transfer area 46,085 m2
B6-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B6-HEAT Shell design temperature 146,000 ºC
B6-HEAT Shell diameter 400,002 mm
B6-HEAT Shell length 6,7000 m
B6-HEAT Total weight 2300 kg
B6-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B6-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B6-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B6-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B7-HEAT Heat transfer area 329,090 m2
B7-HEAT Shell design gauge pressure 515,000 kpa
B7-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B7-HEAT Shell diameter 925,000 mm
B7-HEAT Shell length 7,0000 m
B7-HEAT Total weight 12300 kg
B7-HEAT Tube design gauge pressure 104,000 kpa
B7-HEAT Tube design temperature 146,000 ºC
B7-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B7-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B8-HEAT Heat transfer area 16,857 m2
B8-HEAT Shell design gauge pressure 515,000 kpa
B8-HEAT Shell design temperature 125,000 ºCB8-HEAT Shell diameter 250,002 mm
B8-HEAT Shell length 6,7000 m
B8-HEAT Total weight 1100 kg
B8-HEAT Tube design gauge pressure 104,000 kpa
B8-HEAT Tube design temperature 146,001 ºC
B8-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B8-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
C4-TANK Base material thickness 8,0003 mm
C4-TANK Design gauge pressure 104,000 kpa
C4-TANK Design temperature 146,001 ºC
C4-TANK Liquid volume 1,7709 m3
C4-TANK Total weight 1200 kg
C4-TANK Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
C4-TANK Vessel diameter 1,0668 m
C4-TANK Vessel tangent to tangent height 1,9812 m
B10-HEAT Flow rate 187880,00 kg/h
B10-HEAT Surface area 2332,550 m2
B11-HEAT Flow rate 133495,00 kg/h
B11-HEAT Surface area 2195,190 m2
B12-HEAT Area per shell 421,222 m2
B12-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B12-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B12-HEAT Shell diameter 1025,000 mm
B12-HEAT Shell length 7,0000 m
B12-HEAT Total weight 30000 kg
B12-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B12-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B12-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B12-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B9-HEAT Flow rate 237560,00 kg/h
B9-HEAT Surface area 2372,560 m2
D1-PUMP Design gauge pressure 345,000 kpa
D1-PUMP Design temperature 125,000 ºC
D1-PUMP Driver power 1,1100 kw
D1-PUMP Fluid head 1,1136 m
D1-PUMP Fluid viscosity 0,3170 mpa-s
D1-PUMP Liquid flow rate 69,654 l/s
D1-PUMP Speed 3600,000 rpm
D1-PUMP Total weight 400 kgTabla E4. Parámetros de dimensionamiento de los equipos
para el proceso a partir de maíz
Unidad Parámetro Valor unidades
A3-MIXER Base material thickness 8,0003 mm
A3-MIXER Design gauge pressure 345,000 kpa
A3-MIXER Design temperature 135,000 ºC
A3-MIXER Liquid volume 14,412 m3
A3-MIXER Total weight 3000 kg
A3-MIXER Vessel diameter 1,8288 m
A3-MIXER Vessel tangent to tangent height 5,4864 m
B15-HEAT Heat transfer area 37,538 m2
B15-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B15-HEAT Shell design temperature 128,555 ºC
B15-HEAT Shell diameter 350,002 mm
B15-HEAT Shell length 6,7000 m
B15-HEAT Total weight 1900 kg
B15-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B15-HEAT Tube design temperature 128,555 ºC
B15-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B15-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
D1-PUMP Design gauge pressure 345,000 kpa
D1-PUMP Design temperature 125,000 ºC
D1-PUMP Driver power 0,3750 kw
D1-PUMP Fluid head 1,1149 m
D1-PUMP Fluid viscosity 0,3135 mpa-s
D1-PUMP Liquid flow rate 22,201 l/s
D1-PUMP Speed 3600,000 rpm
D1-PUMP Total weight 200 kg
D2-PUMP Design gauge pressure 345,000 kpa
D2-PUMP Design temperature 125,000 ºC
D2-PUMP Driver power 0,1875 kw
D2-PUMP Fluid head 1,0352 m
D2-PUMP Fluid viscosity 0,9632 mpa-s
D2-PUMP Liquid flow rate 8,0132 l/s
D2-PUMP Speed 3600,000 rpm
D2-PUMP Total weight 100 kg
D3-PUMP Design gauge pressure 345,000 kpa
D3-PUMP Design temperature 125,000 ºC
D3-PUMP Driver power 0,1875 kw
D3-PUMP Fluid head 1,0519 m
D3-PUMP Fluid viscosity 0,7399 mpa-s
D3-PUMP Liquid flow rate 4,1208 l/s
D3-PUMP Speed 3600,000 rpm
D3-PUMP Total weight 90 kg
B18-HEAT Heat transfer area 4,1806 m2
B18-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B18-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B18-HEAT Shell diameter 200,002 mm
B18-HEAT Shell length 3,0000 m
B18-HEAT Total weight 250 kg
B18-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B18-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B18-HEAT Tube length extended 6,0000 m
B18-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
1-MILL Crusher flow rate 50,629 tonne/h
1-MILL Driver power 95,001 kw
1-MILL Total weight 5700 kg
A1-MIXER Agitator power 37,500 kw
A1-MIXER Base material thickness 9,0002 mm
A1-MIXER Design gauge pressure 345,000 kpa
A1-MIXER Design temperature 125,000 ºC
A1-MIXER Fluid depth 5,1816 m
A1-MIXER Impeller speed 432,000 rpm
A1-MIXER Liquid volume 12,110 m3
A1-MIXER Total weight 4800 kg
A1-MIXER Vessel diameter 1,6764 mA1-MIXER Vessel tangent to tangent height 5,4864 m
C1-WASH Belt width 1000,000 mm
C1-WASH Conveyor flow rate 290,298 tonne/h
C1-WASH Conveyor length 20,000 m
C1-WASH Conveyor speed 5490,000 m/h
C1-WASH Driver power per section 3,0000 kw
C1-WASH Driver speed 1750,000 rpm
C1-WASH Total weight 2100 kg
CORN-STORAGE Average wall thickness 10,000 mm
CORN-STORAGE Design gauge pressure 0,3500 kpa
CORN-STORAGE Design temperature 20,000 ºC
CORN-STORAGE Liquid volume 2000,000 m3
CORN-STORAGE Total weight 108900 kg
CORN-STORAGE Vessel diameter 6,0000 m
CORN-STORAGE Vessel height 70,741 m
2-LICUEF Agitator power 55,000 kw
2-LICUEF Base material thickness 22,000 mm
2-LICUEF Design gauge pressure 104,000 kpa
2-LICUEF Design temperature 125,000 ºC
2-LICUEF Fluid depth 6,4008 m
2-LICUEF Impeller speed 470,000 rpm
2-LICUEF Jacket design gauge pressure 620,001 kpa
2-LICUEF Liquid volume 15,000 m3
2-LICUEF Total weight 13900 kg
2-LICUEF Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
2-LICUEF Vessel diameter 1,7000 m
2-LICUEF Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
4-LICUEF Agitator power 55,000 kw
4-LICUEF Base material thickness 22,000 mm
4-LICUEF Design gauge pressure 345,000 kpa
4-LICUEF Design temperature 125,000 ºC
4-LICUEF Fluid depth 6,4008 m
4-LICUEF Impeller speed 470,000 rpm
4-LICUEF Jacket design gauge pressure 620,001 kpa
4-LICUEF Liquid volume 15,000 m3
4-LICUEF Total weight 13900 kg
4-LICUEF Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
4-LICUEF Vessel diameter 1,7000 m
4-LICUEF Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
B1-HEATE Heat transfer area 297,727 m2
B1-HEATE Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B1-HEATE Shell design temperature 140,000 ºC
B1-HEATE Shell diameter 875,000 mm
B1-HEATE Shell length 7,0000 m
B1-HEATE Total weight 11200 kg
B1-HEATE Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B1-HEATE Tube design temperature 194,300 ºC
B1-HEATE Tube length extended 6,0960 m
B1-HEATE Tube outside diameter 25,400 mm
B2-HEATE Heat transfer area 54,571 m2
B2-HEATE Shell design gauge pressure 345,000 kpa
B2-HEATE Shell design temperature 140,000 ºC
B2-HEATE Shell diameter 400,002 mm
B2-HEATE Shell length 6,7000 m
B2-HEATE Total weight 2500 kg
B2-HEATE Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B2-HEATE Tube design temperature 140,000 ºC
B2-HEATE Tube length extended 6,0960 m
B2-HEATE Tube outside diameter 25,400 mm
5-SSF Agitator power 0,7500 kw
5-SSF Base material thickness 35,000 mm
5-SSF Design gauge pressure 104,000 kpa
5-SSF Design temperature 125,000 ºC
5-SSF Fluid depth 14,021 m
5-SSF Impeller speed 10,0000 rpm
5-SSF Jacket design gauge pressure 620,001 kpa5-SSF Liquid volume 225,000 m3
5-SSF Total weight 122100 kg
5-SSF Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
5-SSF Vessel diameter 4,5000 m
5-SSF Vessel tangent to tangent height 14,326 m
B3-HEATE Heat transfer area 536,328 m2
B3-HEATE Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B3-HEATE Shell design temperature 125,000 ºC
B3-HEATE Shell diameter 1175,000 mm
B3-HEATE Shell length 7,0000 m
B3-HEATE Total weight 19000 kg
B3-HEATE Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B3-HEATE Tube design temperature 125,000 ºC
B3-HEATE Tube length extended 6,0960 m
B3-HEATE Tube outside diameter 25,400 mm
B4-HEATE Heat transfer area 159,612 m2
B4-HEATE Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B4-HEATE Shell design temperature 125,000 ºC
B4-HEATE Shell diameter 650,000 mm
B4-HEATE Shell length 6,7000 m
B4-HEATE Total weight 6600 kg
B4-HEATE Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B4-HEATE Tube design temperature 194,300 ºC
B4-HEATE Tube length extended 6,0960 m
B4-HEATE Tube outside diameter 25,400 mm
10-SCRUB-tower Base material thickness 9,0002 mm
10-SCRUB-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
10-SCRUB-tower Design temperature 125,000 ºC
10-SCRUB-tower Total packing height 3,0480 m
10-SCRUB-tower Total weight less packing 6700 kg
10-SCRUB-tower Vessel diameter 1,8288 m
10-SCRUB-tower Vessel tangent to tangent height 6,8580 m
7-DEGAS Base material thickness 8,0003 mm
7-DEGAS Design gauge pressure 104,000 kpa
7-DEGAS Design temperature 125,000 ºC
7-DEGAS Liquid volume 14,412 m3
7-DEGAS Total weight 3600 kg
7-DEGAS Vacuum design gauge pressure -5,0000 kpa
7-DEGAS Vessel diameter 1,8288 m
7-DEGAS Vessel tangent to tangent height 5,4864 m
8-BEERCO-tower Base material thickness 9,0002 mm
8-BEERCO-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
8-BEERCO-tower Design temperature 130,372 ºC
8-BEERCO-tower Total weight 22900 kg
8-BEERCO-tower Tray spacing 609,600 mm
8-BEERCO-tower Tray thickness 4,5001 mm
8-BEERCO-tower Vessel diameter 3,6576 m
8-BEERCO-tower Vessel tangent to tangent height 9,2964 m
8-BEERCO-cond Area per shell 361,207 m2
8-BEERCO-cond Shell design gauge pressure 515,000 kpa
8-BEERCO-cond Shell design temperature 125,000 ºC
8-BEERCO-cond Shell diameter 950,000 mm
8-BEERCO-cond Shell length 6,1000 m
8-BEERCO-cond Total weight 25400 kg
8-BEERCO-cond Tube design gauge pressure 104,000 kpa
8-BEERCO-cond Tube design temperature 125,000 ºC
8-BEERCO-cond Tube length extended 6,0960 m
8-BEERCO-cond Tube outside diameter 25,400 mm
8-BEERCO-cond acc Base material thickness 8,0003 mm
8-BEERCO-cond acc Design gauge pressure 104,000 kpa
8-BEERCO-cond acc Design temperature 125,000 ºC
8-BEERCO-cond acc Liquid volume 6,0799 m3
8-BEERCO-cond acc Total weight 2200 kg
8-BEERCO-cond acc Vacuum design gauge pressure -20,0000 kpa
8-BEERCO-cond acc Vessel diameter 1,3716 m
8-BEERCO-cond acc Vessel tangent to tangent length 4,1148 m8-BEERCO-reflux pump Design gauge pressure 104,000 kpa
8-BEERCO-reflux pump Design temperature 125,000 ºC
8-BEERCO-reflux pump Driver power 15,000 kw
8-BEERCO-reflux pump Fluid head 70,000 m
8-BEERCO-reflux pump Liquid flow rate 15,447 l/s
8-BEERCO-reflux pump Speed 3600,000 rpm
8-BEERCO-reflux pump Total weight 300 kg
8-BEERCO-reb Area per shell 228,913 m2
8-BEERCO-reb Shell design gauge pressure 104,000 kpa
8-BEERCO-reb Shell design temperature 130,372 ºC
8-BEERCO-reb Shell diameter 1625,000 mm
8-BEERCO-reb Shell length 4,0000 m
8-BEERCO-reb Total weight 19600 kg
8-BEERCO-reb Tube design gauge pressure 859,500 kpa
8-BEERCO-reb Tube design temperature 194,300 ºC
8-BEERCO-reb Tube length extended 6,0960 m
8-BEERCO-reb Tube outside diameter 25,400 mm
8-BEERCO-reb Tube port diameter 1092,000 mm
9-RECTF-tower Base material thickness 9,0002 mm
9-RECTF-tower Design gauge pressure 104,000 kpa
9-RECTF-tower Design temperature 130,018 ºC
9-RECTF-tower Total weight 47700 kg
9-RECTF-tower Tray spacing 609,600 mm
9-RECTF-tower Tray thickness 4,5001 mm
9-RECTF-tower Vessel diameter 3,3528 m
9-RECTF-tower Vessel tangent to tangent height 21,488 m
9-RECTF-cond Heat transfer area 219,711 m2
9-RECTF-cond Shell design gauge pressure 515,000 kpa
9-RECTF-cond Shell design temperature 125,000 ºC
9-RECTF-cond Shell diameter 750,000 mm
9-RECTF-cond Shell length 6,1000 m
9-RECTF-cond Total weight 8300 kg
9-RECTF-cond Tube design gauge pressure 104,000 kpa
9-RECTF-cond Tube design temperature 125,000 ºC
9-RECTF-cond Tube length extended 6,0960 m
9-RECTF-cond Tube outside diameter 25,400 mm
9-RECTF-cond acc Base material thickness 8,0003 mm
9-RECTF-cond acc Design gauge pressure 104,000 kpa
9-RECTF-cond acc Design temperature 125,000 ºC
9-RECTF-cond acc Liquid volume 6,0799 m3
9-RECTF-cond acc Total weight 2200 kg
9-RECTF-cond acc Vacuum design gauge pressure -20,0000 kpa
9-RECTF-cond acc Vessel diameter 1,3716 m
9-RECTF-cond acc Vessel tangent to tangent length 4,1148 m
9-RECTF-reflux pump Design gauge pressure 104,000 kpa
9-RECTF-reflux pump Design temperature 125,000 ºC
9-RECTF-reflux pump Driver power 15,000 kw
9-RECTF-reflux pump Fluid head 70,000 m
9-RECTF-reflux pump Liquid flow rate 16,263 l/s
9-RECTF-reflux pump Speed 3600,000 rpm
9-RECTF-reflux pump Total weight 310 kg
9-RECTF-reb Area per shell 167,133 m2
9-RECTF-reb Shell design gauge pressure 104,000 kpa
9-RECTF-reb Shell design temperature 130,018 ºC
9-RECTF-reb Shell diameter 1375,000 mm
9-RECTF-reb Shell length 4,0000 m
9-RECTF-reb Total weight 15000 kg
9-RECTF-reb Tube design gauge pressure 859,500 kpa
9-RECTF-reb Tube design temperature 194,300 ºC
9-RECTF-reb Tube length extended 6,0960 m
9-RECTF-reb Tube outside diameter 25,400 mm
9-RECTF-reb Tube port diameter 940,000 mm
B13-HEAT Heat transfer area 35,336 m2
B13-HEAT Shell design gauge pressure 515,000 kpa
B13-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B13-HEAT Shell diameter 350,002 mmB13-HEAT Shell length 6,7000 m
B13-HEAT Total weight 1900 kg
B13-HEAT Tube design gauge pressure 104,000 kpa
B13-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B13-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B13-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B14-HEAT Heat transfer area 332,663 m2
B14-HEAT Shell design gauge pressure 515,000 kpa
B14-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B14-HEAT Shell diameter 925,000 mm
B14-HEAT Shell length 7,0000 m
B14-HEAT Total weight 12400 kg
B14-HEAT Tube design gauge pressure 345,000 kpa
B14-HEAT Tube design temperature 146,000 ºC
B14-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B14-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B17-HEAT Heat transfer area 40,796 m2
B17-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B17-HEAT Shell design temperature 146,000 ºC
B17-HEAT Shell diameter 350,002 mm
B17-HEAT Shell length 6,7000 m
B17-HEAT Total weight 2000 kg
B17-HEAT Tube design gauge pressure 859,500 kpa
B17-HEAT Tube design temperature 194,300 ºC
B17-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B17-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
C3-TANK Base material thickness 8,0003 mm
C3-TANK Design gauge pressure 345,000 kpa
C3-TANK Design temperature 146,000 ºC
C3-TANK Liquid volume 1,7709 m3
C3-TANK Total weight 1000 kg
C3-TANK Vessel diameter 1,0668 m
C3-TANK Vessel tangent to tangent height 1,9812 m
B12-HEAT Heat transfer area 4,8310 m2
B12-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B12-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B12-HEAT Shell diameter 200,002 mm
B12-HEAT Shell length 3,0000 m
B12-HEAT Total weight 250 kg
B12-HEAT Tube design gauge pressure 104,000 kpa
B12-HEAT Tube design temperature 146,000 ºC
B12-HEAT Tube length extended 6,0000 m
B12-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
16-SIEVE Base material thickness 8,0003 mm
16-SIEVE Design gauge pressure 345,000 kpa
16-SIEVE Design temperature 146,000 ºC
16-SIEVE Liquid volume 5,9937 m3
16-SIEVE Total weight 2100 kg
16-SIEVE Vessel diameter 1,0668 m
16-SIEVE Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
17-SIEVE Base material thickness 8,0003 mm
17-SIEVE Design gauge pressure 345,000 kpa
17-SIEVE Design temperature 146,000 ºC
17-SIEVE Liquid volume 5,9937 m3
17-SIEVE Total weight 2100 kg
17-SIEVE Vessel diameter 1,0668 m
17-SIEVE Vessel tangent to tangent height 6,7056 m
12-CFUGE Bowl diameter 915,000 mm
12-CFUGE Bowl length 2000,000 mm
12-CFUGE Driver power 118,000 kw
12-CFUGE Flow rate 47514,00 kg/h
12-CFUGE Total weight 8800 kg
14-SOMIX Conveyor flow rate 17,929 tonne/h
14-SOMIX Conveyor length 4,0000 m
14-SOMIX Driver power 1,5000 kw
14-SOMIX Product density 800,003 kg/m314-SOMIX Screw diameter 160,000 mm
14-SOMIX Total weight 350 kg
15-SODRY Flow rate 17,929 kg/h
15-SODRY Surface area 30,000 m2
B10-HEAT Flow rate 6627,000 kg/h
B10-HEAT Surface area 47,592 m2
B16-HEAT Heat transfer area 20,266 m2
B16-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B16-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B16-HEAT Shell diameter 250,002 mm
B16-HEAT Shell length 6,7000 m
B16-HEAT Total weight 1200 kg
B16-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B16-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B16-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B16-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B7-HEAT Heat transfer area 156,712 m2
B7-HEAT Shell design gauge pressure 345,000 kpa
B7-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B7-HEAT Shell diameter 650,000 mm
B7-HEAT Shell length 6,7000 m
B7-HEAT Total weight 6500 kg
B7-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B7-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B7-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B7-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
B9-HEAT Flow rate 8215,000 kg/h
B9-HEAT Surface area 37,198 m2
B8-HEAT Heat transfer area 452,738 m2
B8-HEAT Shell design gauge pressure 104,000 kpa
B8-HEAT Shell design temperature 125,000 ºC
B8-HEAT Shell diameter 1075,000 mm
B8-HEAT Shell length 7,0000 m
B8-HEAT Total weight 16200 kg
B8-HEAT Tube design gauge pressure 515,000 kpa
B8-HEAT Tube design temperature 125,000 ºC
B8-HEAT Tube length extended 6,0960 m
B8-HEAT Tube outside diameter 25,400 mm
D4-PUMP Design gauge pressure 345,000 kpa
D4-PUMP Design temperature 125,000 ºC
D4-PUMP Driver power 2,2200 kw
D4-PUMP Fluid head 7,2463 m
D4-PUMP Fluid viscosity 0,4522 mpa-s
D4-PUMP Liquid flow rate 14,525 l/s
D4-PUMP Speed 3600,000 rpm
D4-PUMP Total weight 200 kg
B5-HEATV Flow rate 128270,00 kg/h
B5-HEATV Surface area 1106,960 m2
B6-HEATV Flow rate 89092,00 kg/h
B6-HEATV Surface area 1264,570 m2