EVALUACIN ECONMICA DE LA SEPARACIN MEDIANTE DESTILACIN DE ? Tabla 35. Temperatura de burbuja

  • Published on
    19-Aug-2018

  • View
    212

  • Download
    0

Transcript

  • EVALUACIN ECONMICA DE LA SEPARACIN MEDIANTE

    DESTILACIN DE SOLUCIONES ACUOSAS DILUIDAS EN ETANOL

    Autora: Mara del Carmen Aguilar Laorden

    Tutor: ngel Luis Villanueva Perales

    Departamento de Ingeniera Qumica y Medioambiental Escuela Tcnica Superior de Ingenieros

    Universidad de Sevilla

  • AGRADECIMIENTOS A mis padres, porque gracias a ellos ha sido posible llegar hasta aqu. A ngel Villanueva por confiar en m y dedicarme su tiempo para la realizacin de este proyecto. A mis amigos y compaeros de clase por acompaarme en este camino.

  • CONTENIDO

  • ii

    CONTENIDO

    NDICE DE TABLAS...................................................................................................... v

    NDICE DE FIGURAS ................................................................................................. viii

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

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

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

    2.2. Procesos para la obtencin de bioetanol a partir de biomasa lignocelulsica ..... 18

    2.2.1. Proceso biolgico ......................................................................................... 18

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

    2.2.1.2. Transformacin en monmeros bsicos ................................................ 20

    2.2.1.3. Conversin a etanol ............................................................................... 21

    2.2.2. Proceso termoqumico .................................................................................. 21

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

    2.2.2.2. Transformacin en gas de sntesis ......................................................... 22

    2.2.2.3. Conversin a etanol ............................................................................... 23

    2.2.3. Proceso hbrido ............................................................................................. 23

    2.2.3.1. Conversin a etanol ............................................................................... 23

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

    3. TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL......... 27

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

    3.1.1. Destilacin a vaco........................................................................................ 27

    3.1.2. Destilacin azeotrpica ................................................................................ 28

    3.1.3. Destilacin extractiva ................................................................................... 31

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

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

    3.2.2. Separacin con membranas .......................................................................... 37

    3.3. Procesos hbridos................................................................................................. 38

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

    3.3.2. Destilacin simple en columna de fraccionamiento con recompresin de

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

    3.3.3. Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin.............................. 41

    3.3.4. Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin ............................... 42

  • iii

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

    deshidratacin de etanol ............................................................................................. 43

    3.4.1. Fermentacin extractiva ............................................................................... 43

    3.4.2. Fase de separacin inducida ......................................................................... 44

    4. METODOLOGA....................................................................................................... 47

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

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

    4.2.1. Simulacin.................................................................................................... 49

    4.2.2. Diseo de equipos......................................................................................... 52

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

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

    alimentacin................................................................................................................ 65

    4.3.1. Simulacin.................................................................................................... 65

    4.3.2. Diseo de equipos......................................................................................... 70

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

    4.4. Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin..................................... 79

    4.4.1. Simulacin.................................................................................................... 79

    4.4.2. Diseo de equipos......................................................................................... 86

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

    4.5. Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin ...................................... 94

    4.5.1. Simulacin.................................................................................................... 95

    4.5.2. Diseo de equipos....................................................................................... 103

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

    4.6. Destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

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

    4.6.1. Simulacin.................................................................................................. 111

    4.6.2. Diseo de equipos....................................................................................... 118

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

    5. ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES ........................................... 125

    5.1. Anlisis de resultados ........................................................................................ 125

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

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

  • iv

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES ......................................................................... 134

    A.1. Costes de inversin........................................................................... 134

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

    A.1.2. Otros costes de inversin .................................................... 144

    A.2. Costes de operacin .......................................................................... 146

  • v

    NDICE DE TABLAS

    Tabla 1. Ventajas e inconvenientes de las tecnologas usadas para la deshidratacin del etanol .............................................................................................................................. 39

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

    Tabla 3. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento........................................................................................... 51

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

    Tabla 5. Espaciamiento entre platos en funcin del dimetro de la columna ................ 55

    Tabla 6. Resultados del diseo para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 59

    Tabla 7. Costes de los equipos para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 61

    Tabla 8. Capital de inversin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 62

    Tabla 9. Costes de operacin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 63

    Tabla 10. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .......................................................................... 64

    Tabla 11. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin............................. 68

    Tabla 12. Factor de correccin DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilacin en columna simple segn configuracin ...................................................... 73

    Tabla 13. Resultados del diseo para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 73

    Tabla 14. Costes de los equipos para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 75

    Tabla 15. Capital de inversin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 76

    Tabla 16. Costes de operacin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 77

    Tabla 17. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ............ 79

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

    Tabla 19. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin........................................................................................ 84

    Tabla 20. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin................................................. 85

    Tabla 21. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin............................................................................................... 89

  • vi

    Tabla 22. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin............................................................................................... 91

    Tabla 23. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin........................................................................................................... 92

    Tabla 24. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin........................................................................................................... 93

    Tabla 25. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin ................................................................... 94

    Tabla 26. Presin de operacin de la columna de agotamiento para el sistema doble efecto sin reparto de la alimentacin .............................................................................. 96

    Tabla 27. Condicin termodinmica de la alimentacin para la columna de agotamiento........................................................................................................................................ 98

    Tabla 28. Variables especificadas en las simulaciones de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin............................................................................................. 100

    Tabla 29. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin....................................................................................... 102

    Tabla 30. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin................................................ 102

    Tabla 31. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin............................................................................................. 106

    Tabla 32. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin............................................................................................. 108

    Tabla 33. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin......................................................................................................... 108

    Tabla 34. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin......................................................................................................... 109

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

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

    Tabla 37. Condicin termodinmica de la alimentacin para la columna de agotamiento con precalentamiento.................................................................................................... 113

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

    Tabla 39. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin................................................. 116

    Tabla 40. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin.......... 116

    Tabla 41. Factor de correccin DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin segn configuracin .............. 119

    Tabla 42. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 120

  • vii

    Tabla 43. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 122

    Tabla 44. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 122

    Tabla 45. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 122

    Tabla 46. Enumeracin de las alternativas para el anlisis de costes........................... 125

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

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

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

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

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

    Tabla A 2. Espesor mnimo de pared en funcin del dimetro de la columna............. 137

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

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

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

  • viii

    NDICE DE FIGURAS

    Figura 1. Estimacin de la distribucin de cultivos destinados a bioenerga en diferentes Estados de la Unin Europea.......................................................................................... 17

    Figura 2. Ruta biolgica para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico........................................................................................................................................ 18

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

    Figura 4. Ruta termoqumica para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico................................................................................................................ 21

    Figura 5.Ruta hbrida para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico . 23

    Figura 6.Tecnologa Coskata para la obtencin de etanol a partir de gas natural .......... 24

    Figura 7.Ruta hbrida para la obtencin de etanol a partir de biogs ............................. 25

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

    Figura 9. Composicin del azetropo etanol-agua en funcin de la presin.................. 28

    Figura 10. Configuracin destilacin a vaco................................................................. 28

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

    Figura 12. Configuracin destilacin azeotrpica.......................................................... 30

    Figura 13. Configuracin destilacin extractiva con solventes...................................... 32

    Figura 14. Configuracin destilacin extractiva con sales ............................................. 33

    Figura 15. Configuracin tamices moleculares .............................................................. 35

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

    Figura 17. Configuracin sistema de pervaporacin ...................................................... 37

    Figura 18. Configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento seguido de tamices moleculares........................................................................................................ 40

    Figura 19. Configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento con recompresin de vapor seguido de tamices moleculares................................................ 41

    Figura 20. Configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin seguido de tamices moleculares ..................................................................................... 42

    Figura 21. Configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin seguido de tamices moleculares ..................................................................................... 43

    Figura 22. Configuracin fermentacin extractiva......................................................... 44

    Figura 23. Asociacin etanol-agua ................................................................................. 44

    Figura 24. Configuracin fase de separacin inducida................................................... 45

    Figura 25. Esquema usado en la simulacin de destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 49

    Figura 26. Relacin de la relacin de reflujo y el calor necesario en el hervidor con el nmero de etapas para destilacin en columna simple................................................... 52

  • ix

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

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

    Figura 29. Costes resultantes de la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento .............................................................................................................. 64

    Figura 30. Reparto de la alimentacin para lquido subenfriado y lquido saturado, respectivamente .............................................................................................................. 65

    Figura 31.Esquema usado en la simulacin de destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 66

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

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

    Figura 34. Costes resultantes de la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin ................................................ 78

    Figura 35. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin.................................................................................................................... 81

    Figura 36. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin................................................................................................................ 94

    Figura 37. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin.................................................................................................................... 97

    Figura 38. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin del 20% p/p (8,9% n/n) de etanol a 2,29 atm..................................... 98

    Figura 39. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 2,85 atm...................................... 99

    Figura 40. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin del 60% p/p (37% n/n) de etanol a 3,5 atm........................................ 99

    Figura 41. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin.............................................................................................................. 110

    Figura 42. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 112

    Figura 43. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 2,59 atm................................. 114

    Figura 44. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin del 35% p/p (17,4% n/n) de etanol a 26 atm................................... 115

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

    Figura 46. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin ....................................................... 123

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

  • CAPTULO 1

    OBJETIVO Y ALCANCE

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    OBJETIVO Y ALCANCE 11

    1. OBJETIVO Y ALCANCE

    El objetivo del presente documento es proponer y evaluar econmicamente diferentes configuraciones de columnas de destilacin para obtener etanol anhidro a partir de soluciones muy diluidas de etanol. Para cumplir dicho objetivo, inicialmente se hace un estudio de las tcnicas utilizadas en la obtencin de etanol anhidro, que se usar como base para plantear las alternativas que mejor se adapten al procesamiento de soluciones diluidas. La eleccin de la alternativa que mejor se adapte a las necesidades, se har mediante un anlisis comparativo de costes. Para ello, se usar la herramienta Aspen Plus, programa que permite la simulacin de procesos para obtener los datos necesarios para el diseo de los equipos y con ello calcular los costes.

  • CAPTULO 2

    ANTECEDENTES

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 13

    2. ANTECEDENTES

    Entre los aos 70 y 80, ante la crisis del petrleo y la preocupacin por el cuidado del medio ambiente, surge la necesidad de encontrar alternativas a la dependencia de los combustibles fsiles. En el ao 1972, la Conferencia de las Naciones Unidas sobre el Medio Ambiente, reunida en Estocolmo, ya aluda a la necesidad de seguir unos principios comunes que llevaran a la preservacin y mejora del medio ambiente. Ms tarde, la Convencin Marco sobre el Cambio Climtico de las Naciones Unidas, a travs del Protocolo de Kyoto, estableca un aumento del uso de formas nuevas y renovables de energa que redujeran las emisiones de gases efecto invernadero, promoviendo, de esta manera, el desarrollo sostenible [1]. Actualmente, a nivel nacional, el Plan de Energas Renovables 2011-2020, incluye el diseo de nuevos escenarios energticos y la incorporacin de objetivos acordes con la Directiva 2009/28/CE del Parlamento Europeo y del Consejo, de 23 de abril de 2009, relativa al fomento del uso de energa procedente de fuentes renovables. Las fuentes de energa renovables a las que se refiere este Plan son las siguientes: biocarburantes y biolquidos, biogs, biomasa, energas del mar, elica, geotermia y otras energas del ambiente, hidroelctrica, residuos (municipales, industriales y lodos de EDAR) y solar (fotovoltaica, trmica y termoelctrica) [2]. En relacin al presente estudio, las fuentes de energa renovables a considerar son los biocarburantes, denominados as por estar producidos a partir de biomasa. De manera general, la biomasa se define como toda aquella materia orgnica, de procedencia vegetal o animal, que ha tenido su origen inmediato a travs de un proceso biolgico. Segn la Orden ITC/2877/2008, de 9 de octubre, por la que se establece un mecanismo de fomento del uso de biocarburantes y otros combustibles renovables con fines de transporte, se consideran biocombustibles los productos enumerados a continuacin [3]:

    a) bioetanol: alcohol etlico producido a partir de productos agrcolas o de origen vegetal, ya se utilice como tal o previa modificacin o transformacin qumica;

    b) biodisel: ster metlico o etlico producido a partir de grasas de origen

    vegetal o animal; c) biogs: combustible gaseoso producido por digestin anaerobia de biomasa; d) biometanol: alcohol metlico obtenido a partir de productos de origen agrcola

    o vegetal, ya se utilice como tal o previa modificacin o transformacin qumica;

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

    partir de la biomasa;

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 14

    i) biohidrgeno: hidrgeno producido a partir de la biomasa u otras fuentes renovables de energa;

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

    refinado, pero sin modificacin qumica; k) Otros biocarburantes: otros combustibles para transporte producidos a partir

    de biomasa, tales como otros bioalcoholes, bioesteres y bioteres distintos de los enumerados; los productos producidos por tratamiento en refinera de biomasa, como el hidrobiodisel, la biogasolina y el bioLPG; y los carburantes de biorefinera.

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

    2.1. Marco del etanol como biocombustible

    La importancia del etanol (o alcohol etlico) en la industria de los carburantes radica en su composicin, ya que posee un 35% de oxgeno en su estructura, siendo su frmula CH3CH2OH. El etanol se aade como aditivo oxidante a la gasolina para mejorar la combustin de la mezcla aire-combustible, generando menor emisin de gases a la atmsfera. Este compuesto puede aadirse a la gasolina en cantidades variables, distribuyndose en mezclas comunes como la llamada E10 (10% de etanol y 90% de gasolina, tambin conocida como gasohol) o la E85 (85% de etanol y 15% de gasolina). El etanol puro tambin puede usarse como combustible modificando las condiciones mecnicas del motor. El bioetanol se puede obtener a partir de diferentes fracciones de biomasa:

    a) Azucarada, constituida por un elevado contenido en azcares solubles, en forma de monosacridos (glucosa, fructosa) en pulpa de frutas o disacridos como la sacarosa presente en la remolacha (Beta vulgaris L.), el sorgo dulce (Sorghum bicolor L.) y la caa de azcar (Saccharum sp.).

    b) Amilcea, en cuya composicin predominan los polisacridos de reserva como

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

    c) Lignocelulsica, es aquella cuyos componentes mayoritarios son polisacridos

    de elevado peso molecular, la celulosa y hemicelulosa, y una macromolcula fenlica, la lignina. Se emplean en la produccin de biocombustibles slidos con fines trmicos y/o elctricos y para la produccin de biocombustibles de segunda generacin. Este tipo de biomasa puede ser tanto herbcea como leosa.

    Segn el elemento usado como materia prima para la obtencin de etanol, se ha tenido un desarrollo tecnolgico diferente a nivel mundial.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 15

    Se puede decir que Brasil, a travs del Programa PROALCOOL, represent una gran innovacin en el uso del etanol como combustible, desarrollando la tecnologa de motor bivalente, la cual permite a los usuarios mezclar cualquier proporcin de etanol y gasolina en el tanque. Actualmente, Brasil es el mayor productor de etanol como combustible del mundo, usando como materia prima caa de azcar. En Estados Unidos, la mayora de bioetanol es producido a partir de maz, siendo menos eficiente que el producido a partir de azcar, en trminos de rea plantada requerida. En el ao 2005, comenz a producir la primera planta de etanol para uso como combustible en Colombia, habiendo especial inters en la yuca (mandioca) y nuevas plantaciones de caa de azcar, aunque an no se ha conseguido producir carbohidratos a bajo precio. El gobierno de Canad hace uso del programa de la extensin del etanol como parte de su estrategia para ocuparse del cambio climtico, convirtindose en uno de los primeros pases que produce etanol en base a la celulosa. China, adems de las importantes inversiones en energa y tecnologa solar, elica y biomasa, tiene en cuenta el inters por los biocombustibles, y por ello elabora este biocombustible en base a maz principalmente. En la Unin Europea, una de las opciones para la produccin de bioetanol, es mediante la introduccin de cultivos energticos, ya que, al contrario de lo que ocurre en Brasil o en Estados Unidos, no existen excedentes agrcolas de forma natural. Este es el principal problema que entraa la produccin de bioetanol de primera generacin, ya que la tendencia a producir bioenerga a gran escala conlleva riesgos ambientales a tener en cuenta. La ampliacin de las tierras de cultivo en Europa para satisfacer la demanda combinada de alimentos y combustible tendra serios impactos en la biodiversidad y daara los recursos hdricos y edficos. Existe, entre otros, un efecto en cadena originado por el cambio del uso del suelo, a medida que Europa recorta las exportaciones de madera, otras partes del mundo aumentaran la produccin maderera para llenar el hueco, lo que conlleva un efecto en el precio de los alimentos significativo. Es por este motivo, por el que la Agencia Europea de Medio Ambiente (AEMA), ha hecho un estudio sobre la eleccin y gestin correcta de los cultivos para reducir los riesgos medioambientales, siendo preferible que los biocombustibles procedan de fuentes que no compitan con la produccin de alimentos. La Organizacin para la Cooperacin y el Desarrollo Econmicos (OCDE) estima que las medidas de apoyo a los biocombustibles actuales y previstas en la Unin europea y los Estados Unidos provocarn a medio plazo un aumento del 8%, 10% y 33% de los precios medios del trigo, del maz y de los aceites vegetales, respectivamente. Para evitar esta competencia por el uso del suelo y agua entre cultivos energticos y cultivos alimentarios, la Unin Europea hace distincin entre bioetanol de primera generacin, que es aquel cuya materia prima proviene del sector alimentario; y el bioetanol de segunda generacin, para el que pueden utilizarse diferentes materias primas no alimentarias, como material lignocelulsico, residuos forestales, residuos de industrias alimentarias, Residuos Slidos Urbanos (RSU), la Fraccin Orgnica de los

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 16

    RSU (FORSU), neumticos fuera de uso, residuos de cultivos energticos, entre otros. De esta manera, los biocarburantes de segunda generacin pueden favorecer reducciones ms importantes de las emisiones de gases de efecto invernadero y pueden reducir otros efectos adversos, como el uso de fertilizantes. Un estudio realizado por la AEMA en 2010, sobre la Estimacin del potencial de bioenerga de la agricultura compatible con el medio ambiente, pone de manifiesto este hecho. En este documento, el procedimiento utilizado para determinar la futura disponibilidad potencial del suelo en Europa, se hace a travs del modelo CAPSIM (Common Agricultural Policy SIMulation, Simulacin de la Poltica Agrcola Comn), en la que se presupone una competencia plena de la agricultura de la Unin Europea en el mercado mundial [4]. El potencial de bioenerga compatible con el medio ambiente en diferentes Estados de la Unin Europea se presenta en la figura 1. El tamao y la densidad de la poblacin, as como la competitividad del rgimen agrcola (expresado en renta por hectrea), son los principales factores que determinan el potencial del territorio. Los pases con un potencial bajo o nulo suelen ser los que tienen una elevada densidad de poblacin, un sector agrario muy competitivo, una superficie agrcola til (SAU) limitada y una alta presin total sobre el territorio (por ejemplo, Blgica y los Pases Bajos). Se entiende presin sobre el terreno a factores como la erosin, la eutrofizacin y la contaminacin por biocidas debido al uso intenso de insumos, la compactacin del suelo, el riesgo de incendios, entre otros. En estos casos, la opcin de que los terrenos agrcolas lleguen a estar disponibles para los cultivos de produccin de biomasa es limitada. En otros pases, el potencial bajo se debe al hecho de que, aunque una importante cantidad de terreno pueda ser liberado, se trata de terrenos con pastizal permanente, por lo que dicho potencial no puede transformarse en un potencial de bioenerga intensivo, segn los criterios ambientales establecidos en el estudio. Los Estados miembros con alto potencial de bioenerga son los que liberan una gran cantidad de tierras a causa de la liberalizacin de los mercados agrarios. Tambin son los Estados miembros en los que el aumento de la competencia de los precios a nivel global causa la disminucin de las producciones nacionales de alimentos y piensos. Por lo tanto, el aumento de la produccin de bioenerga depender principalmente del aumento del precio del derecho de emisin de carbono, lo que aumentar el atractivo de la produccin de biomasa. Otros factores que aumentan el potencial de bioenerga en la mayora de Estados miembros se relacionan con el aumento del rendimiento de determinados cultivos y el desarrollo de nuevas tecnologas, que son ms eficientes en la produccin de bioenerga.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 17

    Figura 1. Estimacin de la distribucin de cultivos destinados a bioenerga en diferentes Estados de la Unin Europea

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

    - El alto potencial de rendimientos energticos y de ciclo de vida. - Bajo coste de materia prima, lo que hara al bioetanol ms competitivo en el

    mercado. - Posibilidad de emplear recursos residuales.

    Sin embargo, para que la generacin de bioetanol a partir de esta materia sea competitiva, se debe seguir investigando para desarrollar nuevas tecnologas que hagan el proceso factible, o realizar optimizaciones en las ya existentes. La dificultad de encontrar un proceso viable tanto tecnolgica como econmicamente, radica en la estructura y composicin de este tipo de biomasa, como se ver ms adelante.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 18

    2.2. Procesos para la obtencin de bioetanol a partir de biomasa lignocelulsica

    En trminos generales segn el proceso crtico de conversin, se agrupan en procesos termoqumicos, biolgicos e hbridos Los procesos de transformacin termoqumicos implican la transformacin de la biomasa en gas de sntesis mediante gasificacin de la biomasa y la posterior sntesis cataltica a etanol sobre un catalizador. Los procesos de transformacin biolgicos son aquellos mediados por microorganismos, bien presentes en la propia biomasa, o bien aadidos externamente durante el proceso. Entre stos cabe destacar la fermentacin. La fermentacin es un proceso biolgico mediante el cual los azcares monomricos o aminocidos se rompen en sustancias de menor peso molecular tales como los cidos orgnicos y solventes neutros como el etanol. La fermentacin puede llevarse a cabo mediante gran variedad de microorganismos como bacterias, levaduras y hongos. Independientemente de la materia prima de partida, en la fermentacin de los azcares se genera CO2 y energa que emplean los microorganismos para sobrevivir En cuanto a los procesos hbridos, la ruta usada es una combinacin de las dos anteriores, en la que la biomasa sufre un proceso termoqumico para, posteriormente, usar la fermentacin para la obtencin de etanol Aunque el presente estudio se centra en la fase de obtencin de etanol anhidro, es decir, en el postratamiento para deshidratar la solucin acuosa diluida de etanol obtenida tras la conversin en procesos de fermentacin se deben conocer las diferentes tecnologas que llevan a su elaboracin para llegar al propsito de este estudio. Cabe aadir que los procesos que a continuacin se nombran sern los usados para biomasa tipo lignocelulsica, debido al potencial adquirido por esta materia prima expuesto en el apartado anterior [5].

    2.2.1. Proceso biolgico

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

    Figura 2. Ruta biolgica para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 19

    2.2.1.1. Pretratamiento

    El pretratamiento constituye una de las etapas ms costosas y menos desarrolladas del proceso de obtencin de azcares a partir de la biomasa lignocelulsica, por lo que la mejora del pretratamiento constituye una de las lneas de investigacin preferentes en esta rea. La heterogeneidad de la biomasa hace que no exista un pretratamiento vlido para todas ellas, por ello, la eleccin del pretratamiento depender de la composicin de la materia prima y de las aplicaciones posteriores. Debido a la complejidad estructural de este tipo de biomasa, la etapa de pretratamiento debe ser eficaz para lograr incrementar la conversin global. En la figura 3 se representa la estructura lignocelulsica. El objetivo es romper la estructura de lignina para facilitar el ataque enzimtico. Durante el pretratamiento se produce el fraccionamiento de la biomasa en sus componentes principales (celulosa, hemicelulosa y lignina), la reduccin de la cristalinidad de la celulosa y el aumento del rea superficial accesible.

    Figura 3. Estructura de la materia lignocelulsica

    Las caractersticas que debe cumplir un pretratamiento para poder alcanzar la etapa comercial incluyen bajos requerimientos tanto de productos qumicos como de energa, que se originen pocos efluentes y se evite la produccin de diversos compuestos que afecten negativamente a etapas sucesivas en la obtencin de bioproductos. Segn su naturaleza los pretratamientos pueden clasificarse en fsicos, qumicos, biolgicos y trmicos, adems de las posibles combinaciones entre ellos.

    a) Fsicos:

    Los pretratamientos fsicos se dividen en mecnicos y no mecnicos. Los de tipo mecnico incluyen el astillado, la trituracin y la molienda, mientras que en los de tipo no mecnico, la alteracin del material se logra mediante agentes externos, como los tratamientos con radiacin y la pirlisis a temperaturas intermedias.

    b) Qumicos: Los pretratamientos de este tipo usan agentes qumicos para alterar la estructura lignocelulsica. Los agentes qumicos usados pueden ser cidos, lcalis, disolventes orgnicos y agentes oxidantes como el ozono. El principal inconveniente que presenta este tipo de pretratamientos es que requieren de una etapa de neutralizacin previa a la fermentacin y que se producen una serie de compuestos que afectan negativamente a las etapas posteriores.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 20

    c) Biolgicos: En los pretratamientos biolgicos, la biomasa se somete a la accin de microorganismos que degradan enzimticamente la lignina. A pesar de las ventajas de este pretratamiento, (bajo requerimiento energtico, suaves condiciones ambientales sin produccin de metabolitos indeseables) es un proceso demasiado lento para su aplicacin industrial. No obstante, el inters de estos pretratamientos radica en su aplicacin para disminuir la severidad de pretratamientos posteriores o como mtodo de destoxificacin de los hidrolizados lignocelulsicos.

    d) Fsico-qumicos: stos son procesos hidrotrmicos, que tienen en comn el trabajar a altas presiones y temperaturas. Se consideran los ms efectivos para mejorar la accesibilidad de la celulosa por lo que estn siendo investigados por diversos grupos. Entre ellos pueden citarse el pretratamiento con agua caliente en fase lquida, la explosin por vapor sin catalizadores o con amonaco, y la oxidacin hmeda. La explosin por vapor (EV) es el ms estudiado dentro de esta categora puesto que se ha desarrollado a escala comercial.

    2.2.1.2. Transformacin en monmeros bsicos

    Tras la ruptura de la estructura lignocelulsica donde se ha liberado la celulosa y la hemicelulosa, debe realizarse la conversin de estos polmeros a sustancias que puedan ser asimilables por los microorganismos de fermentacin. Para lograr este objetivo se lleva a cabo la hidrlisis de estos compuestos, donde se puede optar por la ruta qumica o biolgica.

    a) Hidrlisis cida:

    Los catalizadores cidos ms empleados son los cidos clorhdrico y sulfrico. Los procesos industriales de hidrlisis cida pueden realizarse mediante cidos concentrados a bajas temperaturas o cidos diluidos a altas temperaturas. La necesidad de disponer de equipos fabricados con materiales especiales resistentes a la corrosin, la exigencia de efectuar lavados sucesivos y la produccin de residuos qumicos contaminantes que hay que procesar y eliminar de alguna manera, dificultan su implantacin a escala comercial. A elevadas temperaturas y en presencia de cidos, se produce una degradacin de los azcares procedentes de la fraccin hemicelulsica, que pueden afectar negativamente a la posterior fermentacin. Para evitar esta inhibicin es necesaria una etapa de destoxificacin. Para disminuir la degradacin de estos azcares se suele realizar un proceso de hidrlisis cida en dos etapas, una primera suave en la que se hidroliza la hemicelulosa, seguida de una ms severa que altere la estructura de la celulosa.

    b) Hidrlisis enzimtica: La hidrlisis enzimtica puede llevarse a cabo por microorganismos aerobios que producen celulasas con diferentes especificidades y modos de accin, actuando en sinergismo para hidrolizar la celulosa.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 21

    Este sistema enzimtico de celulasas posee bsicamente tres tipos distintos de actividad: endoglucanasas, exoglucanasas y -glucosidasas. El mecanismo de accin de las celulasas consiste en la accin sinrgica secuencial de los componentes nombrados: las endoglucanasas cortan azarosamente en regiones amorfas de la celulosa, generando nuevos extremos libres donde actan las exoglucanasas, que liberan celobiosa y oligosacridos de bajo peso molecular que son hidrolizados por la -glucosidasa para dar molculas de glucosa.

    2.2.1.3. Conversin a etanol

    Una vez que se obtiene el hidrolizado con los azcares en su forma monomrica, puede efectuarse la etapa de fermentacin. La glucosa y otras hexosas (manosa, galactosa) pueden ser fcilmente metabolizadas hasta etanol por levaduras convencionales, como Saccharomyces cerevisiae. Sin embargo, la hemicelulosa de la biomasa lignocelulsica, est compuesta principalmente por azcares de cinco tomos de carbono (xilosa, arabinosa), que pueden ser transformados por otros microorganismos como Pichia stipitis, con el inconveniente de que, adems de ser muy dependientes de la concentracin de oxgeno y presentar poca tolerancia al etanol, su rendimiento en etanol a partir de glucosa es bajo. Para paliar este problema se recurre a la ingeniera gentica, donde se han realizado avances significativos en la mejora de los microorganismos eucariotas Saccharomyces cerevisiae y Pichia stipitis que puedan fermentar conjuntamente pentosas y hexosas. Por otro lado, se est investigando en la integracin de la hidrlisis y la fermentacin en una sola etapa, lo que producira una reduccin de la inhibicin de las celulasas por la concentracin de etanol, as como la disminucin de costes por el uso de un nico reactor. Sin embargo, cada etapa tiene diferentes condiciones ptimas de pH y temperatura, con lo que se recomienda el empleo de levaduras termotolerantes. Otra posible configuracin estudiada es la conversin directa por microorganismos, lo que conllevara una disminucin de costes que hara de esta tecnologa una de las ms competitivas.

    2.2.2. Proceso termoqumico

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

    Figura 4. Ruta termoqumica para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico

    En este tipo de rutas no interviene la accin de microorganismos en ninguna de las etapas, siendo el paso crtico de conversin llevado a cabo por catalizadores metlicos.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 22

    2.2.2.1. Pretratamiento

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

    2.2.2.2. Transformacin en gas de sntesis

    La gasificacin es un proceso termoqumico en el que la biomasa es transformada en un gas en presencia de un agente gasificante. Mediante este proceso se busca transformar la celulosa en monxido de carbono e hidrgeno en una proporcin que depende del agente gasificante y las condiciones de operacin. La gasificacin consiste en un proceso de oxidacin parcial a elevada temperatura (entre 800 y 1.500 C) mediante el cual la biomasa reacciona con cantidades limitadas de comburente (entre el 10 y 50% del necesario para la combustin) originando un producto gaseoso formado por diferentes proporciones de los siguientes gases: CO, H2, CO2, CH4 y N2. La composicin qumica de la materia prima influye en la composicin del producto gaseoso. Por norma general, es recomendable que la biomasa empleada tenga una relacin C/N elevada, un bajo contenido en azufre y un contenido en humedad inferior al 40%. El comburente empleado puede ser aire, oxgeno, vapor de agua y/o oxgeno, e hidrgeno, dependiendo de la aplicacin que se le de al gas obtenido. Para la obtencin de etanol, se suele usar como comburentes oxgeno, vapor de agua o una mezcla de ambos, obtenindose lo que se denomina gas de sntesis, que es una mezcla compuesta de H2 y CO, principalmente. El proceso se realiza en reactores de gasificacin, cuyo diseo influye en la proporcin relativa de cada uno de los gases y contaminantes generados y, por tanto, en la posterior aplicacin. Bsicamente los gasificadores usados a gran escala pueden agruparse en dos tipos principales:

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

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

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 23

    2.2.2.3. Conversin a etanol

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

    OHOHCHCO 262242 ++

    Reaccin 1. Conversin cataltica de gas de sntesis a etanol

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

    2.2.3. Proceso hbrido

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

    Figura 5.Ruta hbrida para la obtencin de etanol a partir de material lignocelulsico

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

    2.2.3.1. Conversin a etanol

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

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

    En este apartado se describen las tecnologas usadas en la elaboracin de bioetanol a partir de fuentes renovables distintas a la materia lignocelulsica. El proceso usado como ejemplo para ilustrar este apartado, ser la tecnologa patentada por Coskata [6]. Coskata hace uso de una tecnologa hbrida que se caracteriza por su flexibilidad, ya que adems de utilizar materia lignocelulsica para la obtencin de gas de sntesis, cabe la posibilidad de producirlo a partir de gas natural, evitando de esta manera la gasificacin de materia slida. El proceso empleado para la produccin del gas de sntesis es el reformado con vapor (steam reforming) del gas natural. La reaccin general a partir de la cual se obtiene el hidrgeno y el monxido de carbono que constituyen el gas de sntesis, es la siguiente:

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 24

    nCOHnm

    OnHHC mn +++ 22 2

    2

    Reaccin 2. Obtencin de gas de sntesis mediante "steam reforming"

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

    Figura 6.Tecnologa Coskata para la obtencin de etanol a partir de gas natural

    Debido a que el presente proyecto se basa en la obtencin de bioetanol para eliminar la dependencia de los combustibles fsiles, sera una contradiccin usar gas natural como materia prima para la elaboracin del mismo. Por este motivo, la tecnologa Coskata se ha tomado como ejemplo, y como materia prima alternativa a la biomasa lignocelulsica, se expone el biogs como fuente renovable para producir el gas de sntesis a travs de un proceso similar al descrito. El biogs se define como un gas obtenido a partir de la digestin anaerobia de residuos biodegradables, compuesto principalmente por CH4 y CO2. Existen diferentes tipos de residuos a partir de los cuales se obtiene biogs, a continuacin se citan los ms importantes:

    - Residuos ganaderos - Residuos slidos urbanos - Residuos industriales biodegradables - Lodos de depuracin de aguas residuales

    La descomposicin de biogs para dar gas de sntesis se puede realizar mediante reformado con vapor, donde la reaccin para el metano sera:

    COHOHCH ++ 224 3

    Reaccin 3. Obtencin de gas de sntesis a partir de biogs mediante steam reforming

    Sin embargo, no es el nico proceso para obtener gas de sntesis, ya que segn el tipo residuo que genere el biogs, se obtendr con una composicin ms o menos rica en metano. En el caso de co-alimentar CH4 y CO2, es preferible un proceso denominado reformado seco, en el que ambos compuestos reaccionan por va cataltica segn la siguiente reaccin:

    COHCOCH 22 224 ++

    Reaccin 4. Obtencin de gas de sntesis a partir de biogs mediante reformado seco

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANTECEDENTES 25

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

    Figura 7.Ruta hbrida para la obtencin de etanol a partir de biogs

    La importancia de dicho proceso radica en la posibilidad de usar una fuente de energa renovable distinta a la materia lignocelulsica para la obtencin de gas de sntesis, y con ello bioetanol. Adems, sea cual sea la fuente a partir de la que se genere, la corriente caliente de gas de sntesis puede usarse como vapor de servicio en la etapa de deshidratacin mediante destilacin, reduciendo los costos de funcionamiento de la instalacin. Tras la conversin de la biomasa, se obtiene una solucin con una concentracin de etanol que depender del proceso usado, ya que para la ruta termoqumica, existen catalizadores que originan soluciones con muy poca agua. El problema radica principalmente, cuando el proceso de conversin se realiza mediante fermentacin, ya que se dan soluciones diluidas de etanol que requieren una etapa de deshidratacin eficaz que elimine el elevado exceso de agua para que pueda usarse como biocombustible. Para que la etapa de deshidratacin, y en consecuencia, el proceso global de obtencin de bioetanol sea competitivo a travs de procesos de fermentacin, la concentracin final debe ser de al menos el 4% en peso, ya que la eliminacin del agua conlleva altos costes energticos. Este es el principal problema de la produccin de etanol anhidro usando biomasa lignocelulsica o biogs, ya que la concentracin final conseguida est entre el 2 y el 3% en peso, mientras que con la biomasa azucarada y amilcea el problema se atena, llegando a obtenerse una concentracin final entre el 5 y el 12% en peso. Debido a la clara tendencia al uso de la biomasa lignocelulsica, y a las bajas concentraciones de etanol que se obtienen a partir de la misma, es necesario desarrollar una tcnica de deshidratacin que pueda implementarse en la fermentacin de esta materia prima. Por este motivo, es de gran importancia considerar los aspectos operativos de consumo de servicios industriales, ya que pueden llegar a ser el factor decisivo en la seleccin de una tecnologa para implementarla en la obtencin de etanol anhidro.

  • CAPTULO 3

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 27

    3. TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL

    A continuacin, se detallan los diferentes mtodos encontrados para la obtencin de etanol anhidro con el fin de seleccionar aquellos que puedan emplearse para tratar soluciones diluidas. Los procesos descritos en este punto se diferenciarn entre aquellos que involucran operaciones de equilibrio lquido-vapor para la separacin, y aquellos que lo hacen a travs de diferencias de tamao molecular.

    3.1. Procesos basados en el equilibrio lquido-vapor

    La operacin usada en la obtencin de etanol anhidro que aprovecha la difusin entre fases del equilibrio lquido-vapor, es la destilacin. Una caracterstica de la mezcla etanol-agua a tener en cuenta para la implantacin de este tipo de procesos, es que, a presin atmosfrica, forma un azetropo para una concentracin del 96% en peso de etanol. En la figura 8 se tiene un diagrama del equilibrio lquido- vapor para la mezcla etanol-agua.

    Figura 8. Equilibrio lquido-vapor para la mezcla etanol-agua a 1 atm de presin

    El inconveniente de esta peculiaridad que presenta la mezcla, es que al llegar al azetropo se tiene punto de ebullicin y composicin constantes, donde la composicin de la fase lquida es igual a la de sus vapores en equilibrio, no pudindose concentrar hasta el 99,4% necesario para el uso como biocarburante. Para resolver este problema se consideran diferentes alternativas de destilacin que eliminen o superen el azetropo. Entre las tcnicas ms usadas se tienen la destilacin a vaco, destilacin azeotrpica y destilacin extractiva, las cuales se pasan a describir.

    3.1.1. Destilacin a vaco

    Es una de las primeras tcnicas que se utiliz para eliminar el azetropo de la mezcla. Esta tecnologa aprovecha el cambio en el equilibrio de fases equilibrio lquido-vapor a presiones menores a la atmosfrica, que conlleva la desaparicin del azetropo por debajo de 6 KPa, como se puede ver en la figura 9.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 28

    Figura 9. Composicin del azetropo etanol-agua en funcin de la presin

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

    Figura 10. Configuracin destilacin a vaco

    En un estudio publicado sobre la viabilidad de esta configuracin, se concluye que no es prctico utilizar la destilacin a vaco para la obtencin de etanol anhidro. Dicho artculo pone de manifiesto que el aumento del nmero de platos de la torre de la columna operando a vaco, no supone una mejora en la eficiencia. Este hecho conlleva trabajar con altas relaciones de reflujo, sin embargo, a partir de cierto valor tampoco mejora la eficacia de la columna. Esto supone la necesidad de grandes dimetros de columna, as como excesivos consumos energticos para obtener el producto con alta pureza [7]. Debido a los inconvenientes encontrados para esta configuracin, fue desplazada por procesos de destilacin que usan agentes de separacin, descrito a continuacin.

    3.1.2. Destilacin azeotrpica

    Otra tecnologa utilizada para la superacin del azetropo es la destilacin azeotrpica, donde un tercer componente se adiciona a la mezcla con el fin de que acte como agente separador. Este compuesto hace que se modifique la condicin de azeotropa de la mezcla a otra ms favorable, formndose un azetropo ternario.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 29

    Las propiedades de equilibrio de fases son importantes para el diseo de la destilacin azeotrpica, el cual se representa mediante un diagrama ternario. En la figura 11 se representa el diagrama ternario del equilibrio vapor-lquido-lquido para el sistema etanol-agua-benceno a 1 atm de presin.

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

    En estos diagramas se forman regiones delimitadas por fronteras de destilacin, representadas por las lneas que unen los respectivos azetropos. De manera que al aadir el tercer componente (en el ejemplo de la figura sera benceno), se consigue quedar dentro de la zona que permite obtener etanol prcticamente puro. La configuracin general consta de tres columnas, en la primera, al igual que en el caso anterior, se alimenta una solucin diluida de etanol para obtener en la corriente de destilado una solucin de etanol de concentracin prxima al azetropo. En la segunda columna, que es alimentada por la corriente obtenida en la anterior, se aade el agente separador, con el fin de obtener por cabeza el azetropo heterogneo formado por este agente y el agua, y por la corriente de cola etanol anhidro. El azetropo heterogneo, por las propiedades de la mezcla, se encuentra en la regin de inmiscibilidad del diagrama ternario, pudindose separar en dos fases en un decantador tras ser condensado. La fase ms liviana la constituye el agente separador, que es recirculado a la segunda columna, mientras que la fase ms pesada es llevada a una tercera columna con el propsito de recuperar la parte de agente separador que ha sido arrastrada. La figura 12 muestra un esquema de este tipo.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 30

    Figura 12. Configuracin destilacin azeotrpica

    El agente de separacin se selecciona segn criterios econmicos, de baja toxicidad, de eficiencia en la separacin y de conservacin de energa. Entre los compuestos ms usados para tal fin se cuenta con el benceno, el n-hexano, el dietil-ter, el n-pentano y el ciclohexano. El pentano y el ciclohexano tienen los mejores rendimientos desde el punto de vista energtico; sin embargo, el pentano es muy voltil y sus prdidas son considerables, por lo que este agente queda en desventaja con respecto a los otros, ya que requerira altas presiones de operacin. En cuanto al n-hexano, al ser un componente comn de la gasolina, se evita la problemtica del arrastre de trazas en el producto de etanol anhidro. Sin embargo, el hexano no presenta buenas propiedades de resistencia a la detonacin [8]. Por otro lado, el benceno debido a su toxicidad est perdiendo aceptacin, siendo sustituido por el ciclohexano. Entre las ventajas de este sistema cabe citar:

    - Al ser una tecnologa madura, se dispone suficiente informacin para ser modelada y simulada.

    - Existe una amplia gama de compuestos a aadir.

    Como inconvenientes se tienen:

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

    - Las prdidas del agente de separacin en las corrientes acuosas puede crear

    problemas medioambientales. - Alto costo de capital, as como altos requisitos energticos. - Gran sensibilidad a impurezas en la alimentacin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 31

    3.1.3. Destilacin extractiva

    Este proceso es usado para la separacin de azetropos binarios de mnimo punto de ebullicin. En la destilacin extractiva se elimina el azetropo por medio de un tercer componente que hace que la volatilidad relativa entre los componentes a separar se incremente, haciendo posible la obtencin de etanol anhidro sin la formacin de nuevos azetropos. Para esta configuracin se tienen tres posibles agentes de adicin a usar, segn el estado en que se encuentren se clasifican en: solventes, sales y una combinacin de ambos. A continuacin, se describen las principales caractersticas de cada uno de ellos.

    a) Destilacin extractiva con solventes: Cuando el componente a aadir est en forma lquida, se denomina solvente. En general, el solvente debe tener alto punto de ebullicin, baja volatilidad, as como ser completamente miscible con la mezcla etanol-agua en todas las proporciones. Segn el tipo de solvente a usar, la configuracin es diferente, aunque todas coinciden en una primera columna que concentra el etanol hasta un punto cercano al azetropo. Cuando el solvente usado, forma una mezcla menos ideal con etanol que con agua, el etanol anhidro sale de la columna deshidratadora por cabeza, y la mezcla solvente-agua por cola. Esta mezcla se lleva a una tercera columna para obtener el solvente con el fin de recircularlo a la columna deshidratadora. El solvente ms usado en esta configuracin es el etilenglicol, aunque la proporcin solvente:alimentacin resulta ser demasiado alta. Adems, segn literatura se obtienen mayores gastos energticos que con la destilacin azeotrpica usando como agente separador n-pentano [9]. Por otro lado, cuando el solvente forma una mezcla menos ideal con agua que con etanol, ocurre que por cabeza de la columna deshidratadora se obtiene agua, y por cola una mezcla solvente-etanol, invirtiendo las volatilidades para etanol y agua. En este caso, el solvente debe ser un hidrocarburo de alto punto de ebullicin como el isooctano. Para la obtencin de gasohol, es adecuado el uso de gasolina como solvente, ya que por la corriente de cola de la columna extractora se obtendra la mezcla gasolina-etanol, y por cabeza una mezcla de agua con los hidrocarburos ms ligeros [7]. Un esquema para la produccin de etanol anhidro usando un solvente como el etilenglicol, se muestra en la figura 13.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 32

    Figura 13. Configuracin destilacin extractiva con solventes

    Las principales ventajas de la destilacin extractiva son:

    - El solvente usado presenta mejores caractersticas que los usados para la destilacin azeotrpica.

    - Es ampliamente usada en las industrias de procesos qumicos y

    petroqumica, con lo que es una tecnologa madura. Como desventajas para esta tecnologa se tienen:

    - Complicada seleccin del solvente.

    - La solucin acuosa del solvente suele tener alto calor de vaporizacin, lo que conlleva alto consumo energtico en la columna de recuperacin.

    - La relacin de reflujo en la columna extractiva puede presentar lmites que

    pueden afectar al grado de separacin del componente deseado.

    b) Destilacin extractiva con sales: La adicin de una sal a un sistema compuesto por dos solventes lquidos, miscibles y voltiles, ocasiona la alteracin del punto de ebullicin de la solucin, la solubilidad mutua de los solventes y modifica la composicin de la fase vapor en equilibrio, debido a la formacin de complejos de la asociacin o por modificaciones en la estructura de la fase lquida, con la consecuente alteracin en la actividad de ambos solventes. En la mezcla etanol-agua, este cambio en la actividad provoca un aumento de la volatilidad relativa, variando el punto de azeotropa de este sistema para un mayor valor de composicin del etanol en la fase vapor. Dependiendo de la sal utilizada y de la cantidad, este punto puede ser totalmente eliminado. Este fenmeno se denomina salting-out.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 33

    En este caso el agente extractor es una sal inica, no voltil y soluble en ambos componentes de la mezcla a separar dentro de todo el intervalo de composicin que se presenta a lo largo de la columna. Las sales ms comnmente utilizadas son: cloruro de sodio (NaCl), cloruro de potasio (KCl), cloruro de calcio (CaCl2) y acetato de potasio (C2H3O2K). Entre las caractersticas que debe cumplir la sal para su eleccin estn: bajo costo, estabilidad qumica, alta solubilidad, poca corrosin sobre los materiales, bajo envenenamiento, baja toxicidad y fcil manejo. El cloruro de calcio (CaCl2) es el que presenta el mejor balance, tanto a nivel tcnico como econmico. Por lo general, el proceso se da en una sola columna. El etanol diluido se alimenta a la torre por la seccin inferior de la misma, donde se preconcentra sin estar en contacto con la sal. La parte superior trabaja a un presin diferente que la seccin concentradora, donde es introducida la disolucin salina, normalmente se aprovecha la corriente de reflujo caliente para aadir la sal. Como destilado se obtiene el etanol anhidro, mientras por la corriente de cola se extrae la disolucin salina diluida de la que hay que recuperar la sal. Esta corriente se lleva a un evaporador para eliminar la mayor parte del agua para, posteriormente, realizar un secado por aspersin. De esta manera se obtiene la sal libre de agua para recircularla a la columna de destilacin. Un segundo esquema propuesto consta de dos columnas. En la primera columna se procede a la concentracin de etanol hasta un punto cercano al azetropo para enviarlo a la segunda, donde de deshidrata en presencia de la sal. De igual modo se obtiene por cola la solucin salina, pero en este caso es ms concentrada, lo que hace innecesario el uso del evaporador, slo se realiza el secado por aspersin para poder recircular la sal. Un esquema del proceso se ilustra en la figura 14, donde la sal deshidratante es acetato de potasio.

    Figura 14. Configuracin destilacin extractiva con sales

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 34

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

    - Efectos superiores que los causados por agentes lquidos. - Necesidad de menos cantidad para la deshidratacin. - Adems, la obtencin de etanol libre de sal.

    Sin embargo, el agente salino presenta:

    - Problemas de transporte, disolucin y posterior recristalizacin.

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

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

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

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

    c) Destilacin extractiva con sal y solvente: La destilacin extractiva con una combinacin de sal y solvente, permite obtener el etanol de alta pureza, mejora la disolucin de la sal, la reutilizacin y el transporte, con la ventaja adicional de que la cantidad de agente de separacin necesario se reduce considerablemente, lo cual reduce los requerimientos energticos. A pesar de las mltiples ventajas que presenta esta configuracin, no se dispone de informacin sobre la implantacin de este sistema a escala industrial. Sin embargo, se han realizado estudios en laboratorio para la separacin de etanol-agua con diferentes combinaciones de polialcoholes y sales, resultando un aumento de la volatilidad relativa tras la adicin de estos compuestos para concentraciones cercanas al azetropo [11].

    3.2. Procesos basados en la diferencia de tamao molecular

    Las tecnologas basadas en la diferencia de tamao para la deshidratacin de etanol son, la adsorcin con tamices moleculares y separacin con membranas.

    3.2.1. Tamices moleculares

    La adsorcin de agua con estos tamices ha sido la tecnologa que ms se ha desarrollado en los ltimos aos, reemplazando a la destilacin azeotrpica para la deshidratacin de etanol.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 35

    Como se ha comentado anteriormente, el proceso de deshidratacin se basa en la adsorcin. La adsorcin es un proceso de separacin en la que ciertos componentes de una corriente fluida se transfieren hacia la superficie de un slido adsorbente. Generalmente, las pequeas partculas de adsorbente se mantienen en un lecho fijo mientras que el fluido pasa continuamente a travs del lecho hasta que el slido est prcticamente saturado y no es posible alcanzar ya la separacin deseada. Se desva entonces el flujo hacia un segundo lecho hasta que el adsorbente saturado es sustituido o regenerado [12]. El secado de vapores se lleva a cabo con frecuencia adsorbiendo el agua sobre gel de slice, almina u otros slidos inorgnicos porosos. Las zeolitas, o tamices moleculares, que son aluminosilicatos de potasio de forma cilndrica o esfrica, naturales o sintticos, con una estructura de poro muy regular, resultan especialmente eficaces para la obtencin de etanol anhidro. Los tamices moleculares se identifican por el tamao nominal de los poros internos, cuyo dimetro normalmente es medido en angstroms (). El tamiz ms usado para la deshidratacin de etanol es una zeolita sinttica del tipo 3 , ya que la molcula de agua al tener un dimetro de 2,8 queda retenida adsorbida en la superficie interna de los poros, mientras que la molcula de etanol con un dimetro de 4,4 pasa a travs del lecho sin experimentar atraccin alguna. El proceso de separacin por tamices puede operar en fase lquida o vapor. En la operacin en fase lquida se utiliza un gas caliente (N2 o CO2) para la regeneracin del lecho, lo que conduce a un deterioro acelerado del mismo a causa del choque trmico. La operacin en fase vapor permite alargar la vida promedio del tamiz, ya que la regeneracin se lleva a cabo recirculando parte de los vapores de etanol anhidro sobrecalentado al lecho, con el fin de retirar la humedad acumulada. Cabe aadir que la regeneracin de este lecho se realiza a vaco, a 0,25 bar. En el sistema en fase vapor se tienen tpicamente dos lechos en paralelo. En el primer lecho se produce la deshidratacin de los vapores de etanol a una temperatura de 150 C para favorecer la capacidad de adsorcin del sistema. El agua se adsorbe en la zeolita liberando 4.185 KJ/kg de agua, de tal manera que el lecho alcanza altas temperaturas, que sirve para almacenar calor sensible que luego ser utilizado en la etapa de regeneracin. Finalmente, la corriente de etanol deshidratado hasta 99,5% en peso se condensa hasta subenfriarlo para su posterior uso como biocombustible. En la figura 15 se representa un esquema para deshidratacin de etanol con tamices moleculares.

    Figura 15. Configuracin tamices moleculares

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 36

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

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

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

    - Bajo consumo energtico.

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

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

    - Alto coste de capital.

    - Requiere una alta automatizacin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 37

    3.2.2. Separacin con membranas

    En las primeras investigaciones sobre separacin con membranas, se pens en la smosis inversa como tecnologa para deshidratar el etanol. Sin embargo, se observ que la presin osmtica del etanol en agua era muy elevada (90 atm para una concentracin del 20% en etanol), lo que hace muy difcil la viabilidad de la smosis inversa para deshidratar el etanol. En estudios posteriores, se desarroll un proceso de separacin en el que se eliminaban compuestos orgnicos voltiles de mezclas acuosas por evaporacin a travs de una membrana, denominado pervaporacin. La velocidad de permeacin, los factores de separacin y la selectividad, son los principales factores a tener en cuenta en la eleccin de la membrana. Entre las ms usadas para la deshidratacin de etanol se tienen, en base a alcohol polivinlico o en base a chitosan y acetato de celulosa. En la pervaporacin, la fuerza impulsora para la transferencia de materia es el gradiente de presin, ya que se aplica vaco en el lado del permeado para que, a travs de la membrana hidrfila, se produzca la permeacin preferencial del agua. De esta manera, el permeado obtenido es agua en estado vapor, adecuando el vaco para que no se ocurra la condensacin. En general, cada configuracin vara en cuanto al nmero de etapas y de mdulos, sin embargo, el principio de operacin es el mismo. El proceso parte de una solucin de etanol de concentracin cercana al azetropo, que se alimenta al primer mdulo de membranas para obtener como permeado vapor de agua a baja presin. En los primeros mdulos, la alimentacin es precalentada por medio de un intercambiador de calor que permite recuperar el calor de la corriente de rechazo, recirculando parte de la misma. La recirculacin hace que estos mdulos trabajen en paralelo, debido a los altos flujos generados, mientras que los restantes operan en serie. En la figura 17 se muestra un esquema general del proceso.

    Figura 17. Configuracin sistema de pervaporacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 38

    Al igual que los tamices moleculares, la pervaporacin suele ir acompaada de un proceso que concentre la solucin etanol-agua antes de que entre a los mdulos de pervaporacin. Esto es debido a que la cantidad de compuesto a retirar debe ser la menor posible, ya que los flujos de permeado obtenidos disminuyen con el descenso de concentracin de la alimentacin. Este sistema de membranas presenta las siguientes ventajas:

    - Alta selectividad en la separacin de etanol.

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

    Como principales inconvenientes se tienen:

    - Necesidad de membranas altamente selectivas.

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

    - Se requiere de una etapa que preconcentre la alimentacin.

    3.3. Procesos hbridos

    La combinacin de procesos tiene la finalidad de mejorar la eficiencia del proceso y reducir los costes que conlleva la obtencin de etanol anhidro, siendo las tecnologas ms prometedoras para tal fin. En los procesos hbridos, se hace uso de la destilacin convencional donde se concentra la solucin etanol-agua hasta puntos cercanos al azetropo para, posteriormente, eliminar el agua restante con tecnologas basadas en la diferencia de tamao. De esta manera, se evita la adicin de cualquier sustancia ajena al sistema etanol-agua para eliminar o superar el azetropo, ya que stos siempre aparecen (aunque en bajas concentraciones) no slo en la corriente producto, sino tambin en las corrientes residuales del sistema, generando una carga contaminante que debe ser tratada para evitar el impacto medioambiental. Como se ha comentado anteriormente, todas las combinaciones tienen en comn el uso de adsorcin con tamices moleculares o pervaporacin para purificar el etanol. Para el presente estudio, se elige como etapa de purificacin la adsorcin con tamices moleculares, debido al bajo coste energtico que presenta. La pervaporacin queda descartada por el bajo grado de desarrollo a nivel industrial, evitando posibles problemas de operacin generado por la falta de conocimiento en la selectividad de las membranas. A modo de resumen, se presenta una tabla con las ventajas e inconvenientes de los procesos descritos anteriormente con el fin de justificar la eleccin de la combinacin realizada para los procesos hbridos.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 39

    Procesos basados en el equilibrio lquido-vapor Tecnologa Ventajas Inconvenientes

    Destilacin a vaco

    - Eliminacin del azetropo sin aadir un tercer componente

    - Excesivo consumo energtico en la columna que opera a vaco

    Destilacin azeotrpica

    - Superacin del azetropo etanol-agua

    - Tecnologa madura de la que se dispone bastante informacin

    - Amplia gama de compuestos a aadir

    - Efectos nocivos de algunos compuestos

    - Necesidad de tratamiento de efluentes

    - Elevado coste, tanto de capital como de operacin

    - Gran sensibilidad a impurezas

    Destilacin extractiva con solventes

    - Solventes con mejores caractersticas que los usados en la destilacin azeotrpica

    - Tecnologa ampliamente usada en la industria

    - Complicada seleccin del solvente

    - Alto consumo energtico en la columna de recuperacin

    - Lmites de operacin que afectan al grado de separacin

    Destilacin extractiva con sales

    - Mayor efectividad que los agentes lquidos

    - Menor cantidad necesaria - Obtencin de etanol libre

    de sal

    - Problemas de recristalizacin - Solubilidad limitada - Materiales especiales contra

    corrosin - Falta de datos experimentales

    Destilacin extractiva con sal y solvente

    - Mejora de la disolucin de la sal

    - Cantidad reducida de agente de separacin

    - No se dispone de informacin sobre implantacin a escala industrial

    Procesos basados en la diferencia de tamao molecular Tecnologa Ventajas Inconvenientes

    Tamices moleculares

    - Bajo consumo energtico - No se aade un tercer

    componente

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

    - Alto coste de capital - Requiere alta automatizacin

    Separacin con membranas

    - Alta selectividad - No requiere agentes

    externos

    - Necesidad de membranas altamente selectivas

    - Necesidad de nuevos modelos de simulacin

    - Requiere etapa de preconcentracin

    Tabla 1. Ventajas e inconvenientes de las tecnologas usadas para la deshidratacin del etanol

    Dicho esto, slo queda presentar las diferentes tecnologas para llevar al etanol a concentraciones cercanas al azetropo.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 40

    3.3.1. Destilacin simple en columna de fraccionamiento

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

    Figura 18. Configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento seguido de tamices

    moleculares

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

    3.3.2. Destilacin simple en columna de fraccionamiento con recompresin de

    vapor

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 41

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

    Figura 19. Configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento con recompresin de vapor

    seguido de tamices moleculares

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

    3.3.3. Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 42

    Figura 20. Configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin seguido de tamices

    moleculares

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

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

    3.3.4. Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

    El acoplamiento trmico en esta configuracin se realiza haciendo pasar la corriente vapor de la primera columna por el hervidor de la segunda, de tal manera que la carga de calor necesaria en el hervidor queda cubierta con el calor cedido en la condensacin. Para tal fin, se disponen dos columnas trabajando en serie, donde el caudal total de la mezcla etanol-agua entra a la primera columna por el plato superior. Este arreglo se debe a que no existe corriente que se recircule, ya que no se dispone de condensador y toda la corriente vapor es llevada a la segunda columna. La primera columna acta como un stripper, donde el componente ms voltil de la mezcla es arrastrado en la corriente vapor, obtenindose concentraciones de etanol del orden del 40-60% en peso. Esta corriente vapor, tras usarse como vapor de servicio en el hervidor de la segunda columna, entra a la misma como lquido saturado, para obtener finalmente una solucin etanol-agua cercana al azetropo. Como en las dems configuraciones, esta corriente es purificada por adsorcin en tamices moleculares. Para realizar el acoplamiento trmico, es necesario que en la primera columna se opere a mayor presin que en la segunda. La figura 21 muestra un esquema de esta configuracin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 43

    Figura 21. Configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin seguido de tamices

    moleculares

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

    3.4. Mejoras de los procesos de fermentacin para reducir el consumo de la deshidratacin de etanol

    Las tcnicas aqu numeradas afectan a la fase de conversin a etanol, es decir, se basan en optimizar el proceso de fermentacin en el caso de rutas biolgicas o hbridas en las que est involucrada esta etapa. Estas tecnologas son interesantes porque consiguen una concentracin final de etanol superior a la obtenida con fermentacin convencional, lo que conlleva ms facilidades en el postratamiento de deshidratacin, es por ello por lo que se consideran en este apartado.

    3.4.1. Fermentacin extractiva

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 44

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

    Figura 22. Configuracin fermentacin extractiva

    La fermentacin extractiva debe ser combinada con un proceso de deshidratacin para llegar a las concentraciones necesarias de etanol para su uso como biocombustible, ya que como se ha comentado, la mxima concentracin obtenida con esta configuracin sera del 70% p/p. Por ltimo, aadir que algunos autores proponen como solvente n-dodecanol por su baja toxicidad para con los microorganismos y su alta selectividad con el etanol. Por otro lado, estudios realizados usando Aldol 85, ofrecieron tambin buenos resultados, presentado bajos efectos sobre el caldo de cultivo.

    3.4.2. Fase de separacin inducida

    Esta tecnologa implica la formacin de una nueva fase por medio de la adicin de carbonato potsico, CO3K2. La nueva fase se genera por el cambio que sufre la solubilidad del etanol en agua al aadir dicho compuesto. Por lo general, los alcoholes de pocos tomos de carbono son solubles en agua en todas las proporciones. La solubilidad del alcohol reside en el grupo OH, que se une a las molculas de agua por medio de puentes de hidrgeno. El esquema de asociacin se representa en la figura 23.

    Figura 23. Asociacin etanol-agua

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    TCNICAS USADAS PARA LA DESHIDRATACIN DEL BIOETANOL 45

    Esta propiedad disminuye a medida que aumenta el nmero de tomos de carbono, pues el grupo hidroxilo constituye una parte cada vez ms pequea de la molcula y el parecido con el agua disminuye. Esto explica la causa de la insolubilidad en presencia de carbonato, ya que ste impide que se efectivicen las fuerzas de unin entre el grupo hidroxilo y la molcula de agua [15]. La configuracin para este proceso se muestra en la figura 24. El caldo fermentado es mezclado con carbonato potsico concentrado en un tanque agitado. Esta mezcla se lleva a un evaporador donde se eliminan los slidos presentes. A continuacin, se deja decantar para obtener etanol como clarificado, que es devuelto al evaporador para eliminar los slidos disueltos en esta fase. De esta manera, se obtiene una corriente vapor de etanol cuya concentracin depende de la pureza del carbonato potsico aadido. Para alcanzar una concentracin de etanol del 94% en peso, se requiere una pureza para el carbonato del 56% en peso. Por otro lado, la fase acuosa de carbonato potsico que ha decantado, se lleva a una unidad flash con el fin de recuperar las trazas de etanol que contiene dicha corriente. Esta fraccin de etanol se recircula al tanque agitado para su deshidratacin. Por ltimo, y para recuperar el carbonato potsico, se ha de evaporar la corriente diluida proveniente de la unidad flash para concentrarla y recircularla al tanque agitado. Aadir que, para mejorar la economa del proceso, la corriente vapor de etanol y el condensado del segundo evaporador se usan para precalentar la alimentacin al sistema.

    Figura 24. Configuracin fase de separacin inducida

    Al igual que la tecnologa anterior, al tratarse de sistemas de preconcentracin, requiere ser combinado con algn otro proceso para la obtencin de etanol anhidro.

  • CAPTULO 4

    METODOLOGA

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 47

    4. METODOLOGA

    En este captulo se explican los pasos seguidos para obtener los costes de las configuraciones elegidas para el estudio. Para ello se desarrollar un apartado para cada configuracin, con el objetivo de describir las caractersticas de cada una en lo que al procedimiento de simulacin, diseo de equipos y clculos de costes se refiere. La caracterizacin que se haga de cada configuracin, debe ser el diseo considerado ptimo para las condiciones de operacin. La herramienta usada para modelar cada sistema ha sido el programa de simulacin Aspen Plus, mediante el cual se ha simulado el proceso de separacin de la solucin acuosa diluida en etanol. Para el diseo de los equipos se han seguido reglas heursticas tomadas de bibliografa, as como se han realizado clculos oportunos a partir de los datos obtenidos en Aspen. Por ltimo, el diseo ptimo designado para cada configuracin se ha elegido en base al mnimo coste total anualizado. Para la obtencin del coste total es necesario conocer la inversin en capital, junto con los costes de operacin asociados al consumo de servicios. La metodologa aplicada, as como las hiptesis econmicas para el clculo de dichos costes, quedan definidas en el anexo x Clculo de costes. Cabe mencionar que, para cada conjunto de equipos similares se expondr el procedimiento de clculo detallado para el primero de ellos, limitndose en los casos restantes a mostrar la aplicacin directa de los clculos, sin obviar aquellos comentarios que fueran oportunos. Antes de detallar la metodologa seguida para cada alternativa, se debe justificar la eleccin de las mismas, lo cual se describe a continuacin.

    4.1. Alternativas seleccionadas para el estudio

    Las tecnologas elegidas para realizar el estudio de viabilidad se incluyen en el apartado 3.3. Procesos hbridos, siendo stas:

    Destilacin simple en columna de fraccionamiento Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

    Esto queda justificado por la mejora obtenida en la eficiencia al combinar los sistemas basados en el equilibrio lquido-vapor con los basados en la diferencia de tamaos. Cabe aadir que, para los sistemas de destilacin simple en columna de fraccionamiento y doble efecto sin reparto de la alimentacin, se estudia la posibilidad de incorporar un intercambiador con el fin de precalentar la alimentacin con el objetivo de reducir los requerimientos energticos en el hervidor de dicha columna. Dentro de los mtodos propuestos en dicha seccin, queda descartada la configuracin de destilacin simple en columna de fraccionamiento con recompresin de vapor debido al alto consumo elctrico que conlleva el compresor. Adems, este sistema presenta el riesgo de continuos problemas operacionales a causa de posibles fallos del compresor.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 48

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

    Condiciones iniciales: - Caudal de entrada: 330 t/h - Concentracin de etanol: 2,5% p/p - Temperatura: 38C - Presin: 1,2 atm

    Condiciones finales:

    - Concentracin de etanol: 91% p/p - Recuperacin: 99% de etanol

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

    4.2. Destilacin simple en columna de fraccionamiento

    Esta configuracin consta de una nica columna a la que se alimenta la solucin etanol-agua diluida para obtener un destilado al 91% p/p de etanol. Dicha columna dispone de un reboiler y un condensador parcial donde se obtiene el destilado en forma de vapor saturado. Adems, se requiere la ubicacin de un intercambiador de calor previo al tamiz molecular para recalentar dicho vapor. En este caso se trata de obtener el nmero de etapas de la columna que minimiza el coste total anualizado. El valor mnimo representa el compromiso entre costes de capital y de operacin, ya que a medida que aumenta el nmero de platos de la columna, disminuye el calor necesario en el hervidor, y con ello el consumo de vapor de servicio. Para ello, se realizar una grfica donde se represente la funcin de costes totales, que ser la suma de los costes de capital y los de operacin, frente al nmero de platos. Para alcanzar dicho propsito se requiere obtener el coste que conlleva esta configuracin, para lo cual se necesita el tamao de cada equipo involucrado, as como el consumo de servicios. Esto ltimo se consigue realizando una simulacin del modelo que permite obtener los parmetros necesarios.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 49

    4.2.1. Simulacin

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

    Figura 25. Esquema usado en la simulacin de destilacin simple en columna de fraccionamiento

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 50

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

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

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

    Total 330.000,00 100 18.054,35 100

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

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

    Total 8.975,27 100 222,43 100

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

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

    Total 321.024,73 100 17.831,92 100

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

    Obtenido el caudal de destilado, se pueden completar las especificaciones del equipo. En primer lugar, aparece el nmero de etapas, que ir variando hasta optimizar la configuracin. El condensador a usar es parcial, ya que es preferible obtener la corriente de destilado en estado vapor para la fase de purificacin en tamices moleculares. El hervidor tipo Kettle, se considera una etapa de equilibrio, al igual que el condensador parcial. Por otro lado, impuesto el caudal de destilado, se toma como segunda variable a especificar la relacin de reflujo del condensador, dndole un valor orientativo, ya que ser una variable a manipular como se ver ms adelante. Otros parmetros para configurar la columna son la etapa de alimentacin y a la presin de operacin del equipo. La corriente de alimentacin se introduce en la etapa para la cual el calor necesario en el hervidor es el mnimo, mientras que las corrientes de destilado y cola quedan colocadas de forma automtica en la primera y ltima etapa, respectivamente. La presin del equipo es la misma que la de la corriente de entrada, igual a 1,2 atm, y en este caso, por simplicidad, se supone que no existe prdida de carga a lo largo de la columna. Con respecto a la etapa donde se debe introducir la alimentacin, sta debe ser tal que optimice el consumo de vapor en el hervidor, es decir, que el calor necesario sea el mnimo para el nmero total de etapas en cuestin. Esto se realiza variando la etapa de alimentacin y comprobando el resultado de calor necesario en el hervidor que ofrece la simulacin, cuando ste haya alcanzado un valor mnimo, se estar introduciendo la alimentacin en la etapa ptima. Otra opcin es representar el diagrama de relacin entre claves, donde por medio de los factores de separacin se puede deducir si la etapa de alimentacin est bien colocada, sin embargo, al ser un mtodo grfico la informacin es cualitativa, por lo que puede usarse como aproximacin. Para garantizar que se obtiene la separacin deseada, se hace uso de las especificaciones de diseo de Radfrac. Imponiendo una recuperacin de etanol en la corriente destilado con respecto a la alimentacin del 99%, se debe introducir una variable a manipular para satisfacer esta condicin. La variable a manipular elegida ha sido la relacin de reflujo, ya que el caudal de destilado se ha impuesto para que se cumpla el balance. El rango de variacin de dicha variable se impone lo suficientemente amplio puesto que se desconoce su valor.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 51

    Para dimensionar la columna, adems del nmero de etapas de equilibrio, es necesario el dimetro de la misma. El modelo Radfrac permite calcular el dimetro mnimo en cada etapa para que no se produzca inundacin, de manera que la velocidad de vapor en cada plato sea un 80% de la que producira inundacin por arrastre. El dimetro de la columna ser el mayor de todos los calculados para cada etapa. Definida la columna de destilacin, queda especificar el intercambiador de calor aguas abajo, para el cual se impone que la corriente de salida del mismo sea vapor sobrecalentado a 150C y 1 atm de presin. Descritos los pasos a seguir para completar el diagrama de flujo, se estudia cmo vara el binomio nmero de etapas-relacin de reflujo para cumplir la separacin deseada en la columna. Esto se realiza aumentando el nmero de etapas de uno en uno con la especificacin de diseo activa. El rango estudiado va a depender del lmite superior impuesto en el rango de variacin de la relacin de reflujo, que en este caso, para un valor de la relacin de reflujo de 55, resulta un nmero de etapas mnimo de 9. Aunque este lmite superior de reflujo es excesivamente elevado, servir para observar la relacin existente entre el calor necesario en el hervidor y el nmero de etapas de la columna. El resto de especificaciones descritas permanece constante en todas las simulaciones realizadas, excepto la etapa de alimentacin, la cual ha sido optimizada en cada simulacin. La tabla 3 muestra los principales resultados obtenidos de las simulaciones.

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

    Tabla 3. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 52

    donde N: nmero de etapas de equilibrio Nf: etapa ptima de alimentacin R: relacin de reflujo Td: temperatura de la corriente de destilado, C Tc: temperatura de la corriente de cola, C Qc: calor que se retira en el condensador, kW Qh: calor necesario en el hervidor, kW D: dimetro de la columna, m Qint: calor necesario en el intercambiador previo al tamiz molecular, kW

    Como se puede comprobar, a medida que se aumenta el nmero de etapas de equilibrio, disminuyen todos los dems parmetros, llegando a valores asintticos para los que no compensa seguir aumentando el nmero de etapas. Por este motivo, se deja de simular para un nmero de etapas de equilibrio de treinta y dos. A continuacin, se muestra el carcter asinttico que presentan la relacin de reflujo y el calor necesario en el hervidor al aumentar el nmero de etapas.

    0

    10

    20

    30

    40

    50

    60

    9 10 11 12 13 1415 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

    N

    R

    0

    20.000

    40.000

    60.000

    80.000

    100.000

    120.000

    140.000

    160.000

    Qh,

    kW

    R Qh

    Figura 26. Relacin de la relacin de reflujo y el calor necesario en el hervidor con el nmero de etapas para destilacin en columna simple

    4.2.2. Diseo de equipos

    Para realizar el diseo de cada equipo, es necesario fijar otros parmetros a partir de los datos obtenidos en Aspen. En el caso de la columna, se debe obtener la altura, mientras que en los intercambiadores de calor, se necesita calcular el rea de transferencia para obtener los costes de cada uno, como se ver ms adelante.

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 53

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

    reales

    ideales

    N

    NE = [1]

    Los valores de eficacia global fueron correlacionados grficamente por OConnell (1946), los cuales se muestran en la figura 27.

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

    La grfica presenta la eficacia de la columna frente al producto de la volatilidad relativa media entre los componentes clave de la mezcla (m), por la viscosidad de la alimentacin a la temperatura media de la columna (m, cP). Cabe mencionar que la correlacin se basa principalmente en datos obtenidos en destilaciones de mezclas de hidrocarburos, pero incluye valores para disolventes clorados y mezclas de alcohol-agua, por lo que las eficacias obtenidas por este mtodo son estimaciones aproximadas a las reales. Eduljee (1958) desarrollo la frmula equivalente a la correlacin de OConnell mediante la siguiente expresin [16]:

    ( )mmE log5,3251= [2] La volatilidad relativa se define como el cociente entre los coeficientes de reparto para cada componente, en este caso, est dada para el componente clave ligero, el etanol:

    ( )( )aa

    ee

    a

    ee xy

    xy

    K

    K

    //== [3]

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 54

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

    colaecabezaem ,, = [4] El perfil de coeficientes de reparto a lo largo de la torre de ambos componentes, se proporciona en los resultados de cada simulacin activando dicha opcin, con lo que basta con sustituir en las expresiones [3] y [4] para hallar la volatilidad relativa media. Por otro lado, la viscosidad de la alimentacin se calcula a la temperatura media de la columna, por lo que este parmetro ser constante en el clculo, ya que la presin y composicin de la alimentacin, son las mismas en todos los casos. La viscosidad para cada componente se calcula a partir de la siguiente expresin [17]:

    ( )

    +++= 54ln321exp CTCTCT

    CCsPa [5]

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

    2cd

    m

    TTT

    += [6]

    Los valores de las constantes que intervienen en la anterior ecuacin, as como el rango de temperatura para la cual es vlida, se recogen en la siguiente tabla:

    Componente C1 C2 C3 C4 C5 Tmin, K Tmx, K Etanol 7,875 781,98 -3,0418 - - 200 440 Agua -52,843 3703,6 5,866 -5,87910-29 10 273,16 646,15

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

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

    3

    1

    31

    = =

    i

    n

    iimezcla x [7]

    donde xi: fraccin molar de cada componente en la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 55

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

    ( )100

    2 =E

    NN idealesreales [8]

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

    Tabla 5. Espaciamiento entre platos en funcin del dimetro de la columna

    La altura se completa aadiendo 1,2 m por encima del plato superior para separar el lquido arrastrado por el vapor, y 3 m por debajo del plato de cola para disponer de suficiente capacidad de lquido y conseguir una operacin ininterrumpida del hervidor. Segn bibliografa, si la altura de la torre es superior a 64 m puede ser preferible acoplar dos o ms columnas, cosa que no ocurre en esta configuracin como se ver en los resultados [19]. Con estos datos, la altura de la columna se expresara como:

    ( ) ( )DtNL reales ++= 132,1 [9]

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 56

    Cabe comentar que todos los dimetros obtenidos en esta configuracin, quedan entre 4-8 m, con lo que a todas las columnas le corresponde el mismo espacio entre platos. Adems, al igual que para el nmero de etapas reales, el valor obtenido para la altura de cada torre ha sido redondeado a su entero superior. Obtenida la altura de la columna, se tienen todos los parmetros que permiten el clculo del coste de este equipo, ya que junto con el dimetro queda especificado el tamao de la misma. Sin embargo, hay que mencionar factores de tipo constructivo que intervendrn tambin en el coste del equipo, como son el tipo de plato usado y el material de construccin. El tipo de plato usado para todas las columnas ser perforado, ya que presenta bajos coste y bajas cadas de presin. En cuanto al material de construccin, el recomendado para operaciones que involucran alcoholes, es el acero inoxidable [20]. Tanto la columna como los platos de todas las configuraciones a estudiar, sern de acero inoxidable tipo 304, debido a la resistencia a la corrosin que presenta. El tipo 304 contiene Cr y Ni, que le confiere la resistencia a corrosin tanto en ambientes oxidantes como ambientes no oxidantes [16].

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

    Figura 28. Hervidor tipo Kettle

    El parmetro de diseo necesario para el clculo del coste del hervidor es el rea de transferencia requerida, obtenido a partir de la siguiente expresin:

    ( )..,.., ffsatcfsataportado TTAUQ = [10] donde

    U: coeficiente global de transferencia de calor, Cm

    W

    2

    A: rea de transferencia requerida, m2 Tsat, f.c.: temperatura de saturacin del fluido caliente Tsat, f.f.: temperatura de saturacin del fluido fro

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 57

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

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

    W

    2 [20].

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

    III. Condensador Al igual que en el diseo del hervidor, los datos de partida son: el calor retirado en el condensador y la temperatura de la corriente destilado. Asimismo, el parmetro necesario para el clculo de los costes es el rea de transferencia necesaria, calculada en este caso por medio de la siguiente ecuacin:

    Tretirado FDTLMAU Q = [11] donde

    U: coeficiente global de transferencia de calor, Cm

    W

    2

    A: rea de transferencia requerida, m2 DTLM: diferencia de temperatura logartmica media FT: factor de correccin de la diferencia de temperatura logartmica media El tipo de intercambiador a usar es un intercambiador de carcasa y tubo, el ms usado en estas aplicaciones debido al incremento del rea de transferencia de calor por la ubicacin de numerosos tubos de pequeo dimetro. Para obtener el coeficiente global de transferencia de calor, se ubica el flujo de destilado en la carcasa, debido a que en condensadores horizontales no es recomendable que se produzca la condensacin en los tubos, yendo por los mismos el agua de refrigeracin [16]. De esta manera, el coeficiente global de transferencia de calor para la

    condensacin de alcohol circulando agua por los tubos se estim 851,75 Cm

    W

    2 [20].

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 58

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

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

    ..,..,

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

    lnffecfs

    ffscfe

    ffecfsffscfe

    TT

    TTTTTT

    DTLM

    = [12]

    donde Te, f.c.: temperatura de entrada del fluido caliente Ts, f.f.: temperatura de salida del fluido fro Ts, f.c.: temperatura de salida del fluido caliente Te, f.f.: temperatura de entrada del fluido fro Siendo el fluido fro el agua de refrigeracin, se toma una temperatura de entrada de 90F (32C) y de salida 120F (49C) [20]. Por ltimo, el factor de correccin toma como valor la unidad, ya que se produce la condensacin de una de las corrientes [21]. Despejando de la ecuacin [11] y sustituyendo todos los parmetros descritos, se obtiene el valor del rea necesaria para el condensador. Al igual que los equipos vistos anteriormente, el material de construccin de los condensadores es acero inoxidable.

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

    orgnica. Para esta configuracin se estim un valor de 750 Cm

    W2

    [16].

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 59

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

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

    2 PVS int, bar Aint, m2

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

    Tabla 6. Resultados del diseo para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

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

    PVS herv: presin del vapor de servicio usado en el hervidor, bar Ah: rea de transferencia del hervidor, m

    2

    Ac: rea de transferencia del condensador, m2

    PVS int: presin del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar Aint: rea de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m

    2

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 60

    4.2.3. Costes

    A partir de los parmetros obtenidos en el apartado anterior, se obtiene el coste asociado a esta configuracin. Junto con los equipos presentados para la obtencin de la inversin en capital, se tienen como servicios vapor y agua de refrigeracin para el clculo de los costes de operacin. El procedimiento detallado del clculo de la inversin en capital y costes de operacin se presenta en el Anexo A. Clculo de costes. A continuacin se presentan las tablas 7 y 8, para los costes asociados al capital de inversin, y la tabla 9 para los costes de operacin junto con el caudal necesario de cada servicio. Cabe aadir que, quedan descartados los casos resaltados en rojo, ya que su clculo conlleva una alta incertidumbre al quedar fuera del rango de aplicacin de la correspondiente correlacin de coste.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 61

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

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

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

    Tabla 7. Costes de los equipos para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 62

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

    Tabla 8. Capital de inversin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 63

    Nr mherv, kg/s CS herv, $/kg CS herv, $/ao mint, kg/s CS int, $/kg CS int, $/ao qcond, m3/s CS cond, $/m

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

    Tabla 9. Costes de operacin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 64

    Como se coment al inicio de este apartado, el nmero de platos que hace ptima esta configuracin minimiza el coste total anualizado, que incluye costes de inversin y operacin. En la figura 29 se muestra el coste total anualizado frente al nmero de platos.

    1.600.000

    1.800.000

    2.000.000

    2.200.000

    2.400.000

    2.600.000

    2.800.000

    3.000.000

    3.200.000

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

    N de etapas reales

    Cap

    ital,

    $

    22.000.000

    24.000.000

    26.000.000

    28.000.000

    30.000.000

    32.000.000

    34.000.000

    36.000.000

    Ope

    raci

    n/T

    otal

    , $

    Capital Operacin Total

    Figura 29. Costes resultantes de la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

    Debido al orden de magnitud del coste de los servicios, para visualizar mejor los resultados, la representacin se realiza en dos ejes de ordenadas. Aunque la tendencia que presentan capital y operacin sea ascendente y descendente, respectivamente, debido al carcter asinttico que presenta la curva de costes de operacin, la funcin de coste total es bastante plana cerca del mnimo. Para comprobarlo se muestran tabulados los valores representados.

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

    Tabla 10. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 65

    Resaltados en azul y rojo los valores mnimo y mximo, respectivamente, se toma como diseo ptimo para esta configuracin la columna de 43 etapas reales, que lleva asociado el mnimo coste total.

    4.3. Destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

    Este esquema trata de reducir los gastos energticos de la configuracin anterior por medio de un menor consumo en el vapor de servicio. Para ello, se precalienta la alimentacin antes de entrar a la columna. El precalentamiento de la mezcla diluida se realiza en un intercambiador de calor donde el fluido caliente se corresponde con la corriente de cola que sale de la torre. Para entender la importancia del precalentamiento de la alimentacin, se debe tener en cuenta que en el plato donde se introduce dicha corriente puede variar el flujo del lquido o el del vapor, o incluso el de ambos, dependiendo de la condicin trmica de la alimentacin. En el caso estudiado, la alimentacin se introduce como lquido subenfriado, por lo que este flujo se sumar al lquido que desciende por la columna, adems, condensar algo de vapor ascendente para calentar la alimentacin hasta el punto de burbuja; dando lugar a un aumento del flujo de lquido en la seccin de agotamiento y una disminucin del flujo de vapor en la seccin de enriquecimiento. Al introducir la alimentacin en su punto de burbuja, no se requiere condensacin del vapor ascendente para calentar la alimentacin, por lo que el flujo de lquido que desciende se corresponde a la suma de la alimentacin ms el que provena del plato superior a la alimentacin. Este hecho queda representado en la figura 30 [12].

    Figura 30. Reparto de la alimentacin para lquido subenfriado y lquido saturado, respectivamente

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

    4.3.1. Simulacin

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 66

    Figura 31.Esquema usado en la simulacin de destilacin simple en columna de fraccionamiento y

    precalentamiento de la alimentacin

    El intercambiador denominado INTCOLA concerniente a la corriente de cola, ha sido introducido con el fin de involucrar sta con la corriente de alimentacin a travs de un flujo de calor. De esta manera se garantiza que el aumento de temperatura de la corriente de alimentacin se obtiene aprovechando la temperatura de salida de la corriente de cola. En la prctica este equipo es totalmente innecesario, ya que el aprovechamiento energtico se realiza en un solo intercambiador, con lo que no se tendr en cuenta como equipo perteneciente a esta configuracin. En este caso, a los grados de libertad citados en el apartado anterior, se aaden los siguientes: - Temperatura de precalentamiento de la alimentacin - Presin del intercambiador de precalentamiento de la alimentacin - Presin del intercambiador dispuesto en la corriente de cola El tipo de columna y modelo termodinmico usados coinciden con el caso anterior. Por otro lado, las especificaciones de la alimentacin, columna e intercambiador previo al tamiz molecular, son tambin las impuestas para la configuracin precedente. Con esto, slo queda definir el sistema de intercambiadores usado en el precalentamiento de la alimentacin. Como se coment anteriormente, la temperatura de la alimentacin debe aumentarse para que dicha corriente entre a la columna como lquido saturado. Se comprueba que para una mezcla que contiene el 2,5% p/p de etanol a una presin de 1,2 atm, se debe alcanzar una temperatura de 102,3 C para obtener lquido saturado. Sin embargo, existe un factor que limita la temperatura de precalentamiento, ya que cuando el intercambio de calor se produce entre dos fluidos de proceso para la recuperacin de calor, la temperatura ptima de aproximacin no ser normalmente inferior a 20 C. Dado que el fluido calefactor (corriente de cola) alcanza una temperatura de 105,2 C en las condiciones de trabajo, la temperatura de precalentamiento queda limitada a 85,2 C. El motivo de este margen de seguridad se debe a que cuanto menor sea el pinch (diferencia entre la temperatura de salida de una corriente y la temperatura de entrada de la otra corriente), mayor ser el rea de transferencia de calor requerida en el intercambiador, hasta el punto de obtenerse diseos ineficientes del equipo [16].

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 67

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 68

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

    Tabla 11. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 69

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

    Comparando estos resultados con los del sistema sin precalentamiento, puede verse que la etapa ptima de la alimentacin ha cambiado debido al aumento de la temperatura. Por otro lado, el calor a retirar en el condensador ha aumentado con respecto a la configuracin precedente por el aumento de la relacin de reflujo, debido principalmente al acortamiento de la seccin de enriquecimiento de la columna al introducirse la alimentacin en etapas superiores. Sin embargo, y como era de esperar, el calor a aportar por el hervidor ha disminuido, ponindose de manifiesto en la siguiente grfica.

    20.000

    30.000

    40.000

    50.000

    60.000

    70.000

    80.000

    90.000

    1011121314151617181920212223242526272829303132

    N de etapas de equilibrio

    Cal

    or h

    ervi

    dor,

    kW

    Con precalentamiento Sin precalentamiento

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 70

    4.3.2. Diseo de equipos

    I. Columna Del mismo modo, es necesario determinar el nmero de platos reales a partir de la eficacia global para calcular la altura de la torre. Para ello se debe conocer la volatilidad relativa y viscosidad medias en esta configuracin. Como se coment anteriormente, la volatilidad relativa media depender de las condiciones en los extremos de la columna, siendo en este caso las mismas que en el caso precedente, por lo que su valor coincide con el anterior y es igual para todas las simulaciones realizadas en este apartado. Por otro lado, la viscosidad es funcin de la composicin de la alimentacin y la temperatura media de la columna, coincidiendo tambin con la del sistema anterior. Esto implica que la eficacia global de la columna, y a su vez el nmero de platos reales sern los mismos que en la configuracin precedente. Por ltimo, se recurre a la expresin [9] para obtener la altura de la columna. Se podra pensar que, coincidiendo todos los parmetros anteriores, resultara la misma longitud de columna necesaria, sin embargo, en la ecuacin para su clculo interviene el espaciamiento entre platos que, al ser funcin del dimetro obtenido en las simulaciones, tomar otros valores.

    II. Hervidor Teniendo como dato de partida el calor aportado por el hervidor, adems de todos los parmetros necesarios tomados de bibliografa y detallados en el caso precedente, basta con sustituir en la expresin [10] para obtener el rea necesaria de transferencia. Cabe mencionar que los valores de rea resultantes sern menores que los obtenidos en el sistema anterior debido a la disminucin del calor a aportar. Adems, la presin del vapor de servicio se ha aumentado en menor medida para obtener valores de superficie viables.

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 71

    V. Intercambiador precalentamiento alimentacin Como ocurre con el intercambiador previo al tamiz molecular, el rea necesaria para este equipo es independiente del nmero de etapas a usar en la columna, ya que en l se produce el calentamiento de la alimentacin hasta una cierta temperatura, sea cual sea la configuracin de la torre. Al igual que en el resto de intercambiadores, los datos de partida para obtener el rea de transferencia requerida son: las temperaturas de entrada y salida de las corrientes involucradas, as como el calor que se debe aportar, obtenido tras las simulaciones. Debido a que el intercambio de calor dado en este equipo genera procesos no isotermos, la ecuacin que gobierna dicho intercambio viene dada por la expresin [11]. Sin embargo, el valor del coeficiente global de transferencia y el factor de correccin FT, deben ser especificados para esta nueva situacin. En este caso no influye la ubicacin de los fluidos en el intercambiador para la obtencin del coeficiente global de transferencia de calor, se distingue entre fluido caliente y fluido fro, siendo ambos prcticamente agua. Teniendo en cuenta que el uso de este equipo es el de un intercambiador de calor como tal, el valor del coeficiente

    global resulta 1.150 Cm

    W

    2 [16].

    Por ltimo, hay que definir el valor del factor de correccin, FT, que en este caso no toma como valor la unidad, ya que no se producen procesos isotermos en el intercambiador [21]. Este parmetro depende del tipo de intercambiador a usar y de la ubicacin de los fluidos en el mismo, dado en correlaciones grficas en funcin de dos nuevos parmetros, R y S, definidos como:

    ( )( )12

    21

    tt

    TTR

    = [13]

    ( )( )11

    12

    tT

    ttS

    = [14]

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 72

    Figura 33. Factor de correccin para diferentes intercambiadores de calor

    (a) Un paso por la carcasa, dos o ms por los tubos. (b) Dos pasos por la carcasa y cuatro o ms por los tubos. (c) Tres pasos por la carcasa y seis o ms por los tubos. (d) Cuatro pasos por la carcasa y ocho o

    ms por los tubos. (e) Seis pasos por la carcasa y doce o ms por los tubos. (f) Flujo cruzado con un paso por la carcasa y una o ms lneas paralelas de tubos. (g) Flujo cruzado con dos pasos por la carcasa y

    dos lneas de tubos, para ms de dos pasos, usar FT=1,0. (h) Flujo cruzado con un paso por la carcasa y un paso por los tubos, ambos fluidos sin mezclarse. (i) Flujo cruzado con dos pasos horizontales

    conectados en U. (j) Flujo cruzado con serpentn helicoidal de dos vueltas.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 73

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

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

    Tabla 12. Factor de correccin DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilacin en columna simple segn configuracin

    Con estos resultados quedan tambin descartadas las configuraciones (b), (f), (h) e (i), ya que FT debe ser mayor de 0,75 para obtener un diseo eficiente. Se elige entonces la configuracin ms simple en cuanto a construccin se refiere, siendo sta la que menor nmero de carcasas implique. En este caso, se opta por la configuracin (j) con un factor de correccin igual a 0,775. Evaluados los parmetros necesarios para obtener la superficie requerida en este ltimo equipo, se muestra una tabla donde se recogen los resultados del diseo.

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

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

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

    Tabla 13. Resultados del diseo para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 74

    Ah: rea de transferencia del hervidor, m2

    Ac: rea de transferencia del condensador, m2

    PVS int: presin del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar Aint tamiz: rea de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m

    2 Aint prec: rea de transferencia del intercambiador de precalentamiento, m

    2

    4.3.3. Costes

    A continuacin, se presentan los costes con el objetivo de valorar si compensa el aumento del coste de los equipos frente a la disminucin de la cantidad de vapor de servicio requerida con respecto a la configuracin sin precalentamiento. De igual modo, el procedimiento de clculo se muestra en el Anexo A. Clculo de costes. Los costes anualizados para equipos, inversin y operacin se recogen en las tablas 14, 15 y 16, respectivamente.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 75

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

    Tabla 14. Costes de los equipos para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 76

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

    Tabla 15. Capital de inversin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 77

    Nr mherv, kg/s CS herv, $/kg CS herv, $/ao mint tamiz, kg/s CS int tamiz, $/kg CS int tamiz, $/ao qcond, m3/s CS cond, $/m

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

    Tabla 16. Costes de operacin para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 78

    Para finalizar el anlisis de introducir el proceso de precalentamiento a la configuracin anterior, se presenta la grfica que recoge los costes de capital, operacin y total.

    2.200.000

    2.400.000

    2.600.000

    2.800.000

    3.000.000

    3.200.000

    3.400.000

    3.600.000

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

    N de etapas reales

    Cap

    ital,

    $

    16.000.000

    18.000.000

    20.000.000

    22.000.000

    24.000.000

    26.000.000

    28.000.000

    30.000.000

    Ope

    raci

    n/T

    otal

    , $

    Capital Operacin Total

    Figura 34. Costes resultantes de la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

    Como ocurra en el caso anterior, la curva de costes totales presenta un comportamiento asinttico debido a los costes de operacin, que siguen teniendo un alto orden de magnitud frente a los costes de capital. Por otro lado, el salto en la curva del capital de inversin se debe a la disminucin de dimetro que presenta la columna al pasar de 41 a 43 etapas reales, ya que segn la tabla x, se requerir menor espaciamiento entre platos, y con ello menor altura de la torre. De nuevo, para visualizar mejor los resultados, se presentan tabulados para concretar el diseo ptimo de este sistema.

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 79

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

    Tabla 17. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

    Resaltados en rojo y azul los mximos y mnimos, respectivamente, se puede comprobar como el escaso aumento de los costes de capital debido a la introduccin de un nuevo equipo, quedan ms que compensados con el ahorro en servicios que supone el precalentamiento de la alimentacin. Atendiendo al mnimo de la curva de costes totales, la configuracin ptima para este sistema sera una columna con 49 platos reales.

    4.4. Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

    Este sistema consta de dos columnas de destilacin en las que se hace reparto de la corriente de alimentacin diluida. En la primera se introduce parte de la alimentacin a una presin tal que el destilado obtenido en sta pueda usarse como vapor de servicio en el hervidor de la segunda columna. El resto de la alimentacin es introducido a la segunda columna. En ambas se produce el precalentamiento de la alimentacin a partir de la corriente de cola saliente, adems de obtenerse un destilado con el 91% en peso de etanol que, posteriormente, ser llevado a una etapa de purificacin en tamices moleculares. Debido al uso de la corriente de destilado como servicio, la primera columna no requiere condensador, tomando como reflujo parte de la corriente de destilado que ha condensado. En el diseo es necesario determinar qu cantidad de la alimentacin debe introducirse en cada columna para que el destilado obtenido en la primera, cubra la necesidad energtica del hervidor de la segunda con el menor coste total. Para ello, se simularn diferentes condiciones de reparto de alimentacin para calcular los costes asociados y determinar el sistema ptimo.

    4.4.1. Simulacin

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 80

    Para obtener el dato del balance de energa en el hervidor de la segunda columna, se introduce una unidad MIXER que realiza la suma de las corrientes de calor involucradas. El resultado de la corriente de calor generada por este bloque, debe ser un valor positivo prximo a cero, ya que la corriente que proviene del hervidor corresponde con calor a aportar, representada con un valor negativo, mientras que el calor cedido de condensacin es positivo. Teniendo los mismos grados de libertad que en los sistemas precedentes para columnas, intercambiador previo al tamiz molecular y sistemas de intercambiadores para el precalentamiento de la alimentacin, surgen dos nuevos parmetros: - Coeficiente de reparto en el divisor de corrientes - Presin de descarga de la bomba Con respecto a la configuracin de las columnas, es necesario hallar la presin de operacin de la primera para que pueda usarse su destilado como servicio del hervidor de la segunda, imponindose una diferencia mnima de temperatura de 10 C en el hervidor. La presin a la que trabaja la columna secundaria es la de la alimentacin de la solucin diluida de etanol (1,2 atm), que implica una temperatura en el hervidor de 105,2 C. De esta manera, la temperatura a la que debe condensar el destilado de la primera columna es 115,2 C lo cual ocurre a 3,67 atm, presin a la que debe operar la primera columna. Este dato sirve como especificacin de la bomba de alimentacin a la primera columna. Obtenida la presin de trabajo de la primera columna, se introducen en ambas columnas las especificaciones de diseo para obtener un destilado al 91% en peso en etanol con una recuperacin del 99% del etanol alimentado. La variable a manipular ser la relacin de reflujo definida como especificacin en la configuracin de la columna. Por otro lado, como en los casos anteriores, la segunda variable a especificar ser el caudal de destilado a obtener, que variar en funcin de la alimentacin introducida a cada torre, como se ver ms adelante. Al igual que en el caso de destilacin simple con precalentamiento de la alimentacin, para detallar el sistema de intercambiadores que realizan tal funcin, debe conocerse la temperatura del fluido trmico usado, en este caso, la corriente de cola saliente. La segunda columna queda resuelta al darse las mismas condiciones que en la columna simple, debindose precalentar la fraccin alimentada a esta torre hasta 85,2 C. Por otro lado, mediante clculos flash se obtiene que la temperatura de cola de la primera columna es 141,1 C, mientras que la temperatura de burbuja de su alimentacin (3,67 atm) es 137,4 C. Por tanto, en la primera columna no es viable precalentar la alimentacin hasta lquido saturado. Imponiendo un margen de 20 C para el diseo del intercambiador, la alimentacin a la primera columna se precalentar hasta 121,1 C. Los intercambiadores fijados para acondicionar el destilado a la etapa de purificacin en tamices moleculares, han sido establecidos para generar una corriente recalentada a 150 C y 1 atm de presin. Cabe mencionar que el destilado de la primera columna es lquido saturado tras ser usado como vapor de servicio y debe evaporarse y recalentarse antes de introducirse en los tamices.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 81

    Figura 35. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 82

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

    21 FFF += FF

    F

    F 211 += [15] y [16]

    llamando s a F

    F1 resulta,

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

    Metodologa de diseo En primer lugar, se fija la variable s en el divisor de corrientes para definir el reparto de la alimentacin, debiendo ser introducido en cada columna el caudal de destilado correspondiente al balance de materia. Para cada valor de s establecido, existe un mnimo nmero de etapas para cada columna a partir del cual se cumple la separacin deseada. Sin embargo, tambin debe cumplirse el balance de energa impuesto entre condensador de la primera columna y el hervidor de la segunda. Para hallar la configuracin de las columnas que cierra el balance de energa, se debe llegar a un compromiso entre el nmero de etapas y el calor necesario en cada columna. Por un lado, interesa un valor elevado del nmero de etapas de la primera columna, a partir de ahora N1, ya que se requerir menor calor en el hervidor, y con ello menor vapor de servicio. Aunque, por otro lado, al aumentar N1 disminuye tambin el calor a retirar en el condensador (menor relacin de reflujo). As, el nmero de etapas de la segunda columna, en adelante N2, debe ser el oportuno para que se requiera la misma cantidad de calor en el hervidor que el cedido en la condensacin del vapor procedente de la primera columna. Por consiguiente, existe un valor para s por debajo del cual el reparto correspondiente no resulta factible, ya que la condensacin del vapor de la primera columna no es suficiente para cubrir las necesidades energticas en el hervidor, pues no existe N2 que haga disminuir el requerimiento energtico en la segunda para satisfacer la integracin trmica del sistema. El lmite inferior al que est sujeto la variable s resulta ser 0,15. Este valor se ha obtenido realizando un anlisis de sensibilidad, donde se ha aumentado N1 y N2 para evaluar el calor de condensacin y evaporacin en cada columna.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 83

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

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

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

    donde N1: nmero de etapas de equilibrio de la primera columna Nf1: posicin ptima de la alimentacin de la primera columna Qc1: calor retirado en la condensacin, kW N2: nmero de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posicin ptima de la alimentacin de la segunda columna Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Se puede ver que el anlisis comienza a partir del nmero de etapas que hace que se cumplan las especificaciones de diseo. A partir de este valor, debe aumentarse el nmero de etapas de la primera columna para disminuir el consumo de vapor en el hervidor de la misma. De este modo, el nmero de etapas de la segunda columna se elije en funcin de la cantidad de calor obtenida en la condensacin. Volviendo a los resultados, una de las configuraciones que equilibra el balance de energa se corresponde con 33 etapas para la primera columna, y 25 para la segunda. Tambin sera interesante estudiar las configuraciones 40 y 26 etapas, e incluso 45 y 26 etapas, para ver si el ahorro en servicios queda compensado con el aumento en el capital de inversin al aumentar el nmero de etapas. Sin embargo, existe un factor limitante de tipo constructivo al aumentar el nmero de etapas, ya que puede originar una altura de torre inviable. Concluida la descripcin del procedimiento seguido, se recogen en las tablas 19 y 20 los principales resultados obtenidos en las simulaciones.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 84

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

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

    Tabla 19. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 85

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

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

    Tabla 20. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 86

    donde s: fraccin de la alimentacin introducida a la primera columna N1: nmero de etapas de equilibrio de la primera columna Nf1: posicin optima de la alimentacin en la primera columna Tf1 i: temperatura de la corriente de alimentacin, C Tf1 f: temperatura de precalentamiento de la primera columna, C Td1: temperatura del destilado condensado de la primera columna, C Tc1i: temperatura de cola a la salida de la primera columna, C Tc1f: temperatura de cola tras el precalentamiento de la primera columna, C Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: dimetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW Qint tamiz 1: calor para acondicionar el destilado de la primera columna, kW Qint prec 1: calor aportado en el precalentamiento de la primera columna, kW N2: nmero de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posicin optima de la alimentacin en la segunda columna R2: relacin de reflujo de la segunda columna Tf2 i: temperatura de la corriente de alimentacin, C Tf2 f: temperatura de precalentamiento de la segunda columna, C Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, C Tc2i: temperatura de cola a la salida de la segunda columna, C Tc2f: temperatura de cola tras el precalentamiento de la segunda columna, C Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: dimetro de la segunda columna, m Qint tamiz 2: calor para acondicionar el destilado de la segunda columna, kW Qint prec 2 calor aportado en el precalentamiento de la segunda columna, kW E: resultado del balance energtico entre condensador y hervidor, kW Como reflejan los resultados, se dej de simular para un reparto de s igual a 0,75 debido al aumento del calor necesario en el hervidor de la primera columna, que genera un aumento en los costes de operacin haciendo ineficaz introducir ms cantidad de alimento en esta torre. Por otro lado, el rango comprendido entre 0,55 y 0,65, fue ampliado por haberse obtenido los menores consumos en el hervidor, lo que podra indicar que la configuracin ptima para este sistema se encuentra entre esos valores. Nuevamente, obtenidos los parmetros necesarios, se pasa al diseo de los equipos.

    4.4.2. Diseo de equipos

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 87

    I. Columnas Aplicando la expresin [2] para obtener la eficacia global de la columna, y con ello el nmero de platos reales, se calcula la altura de cada torre. A cada unidad le corresponde una eficiencia en funcin de la presin de trabajo y las condiciones de entrada de la alimentacin, ya que son los parmetros de los que dependen volatilidad y viscosidad, respectivamente. Hallado el nmero de platos reales, se obtiene la altura de la torre a partir de la expresin [9], donde el espacio entre platos ha ido variando segn el dimetro obtenido, siendo el ms comn 0,60 m. Cabe mencionar que no se ha encontrado ninguna restriccin de tipo constructivo, siendo todos los valores obtenidos menores de 64 m.

    II. Hervidores Para el diseo de los hervidores Kettle se dispone del calor aportado por este equipo, donde en la segunda columna se toma como vapor de servicio la corriente de destilado vapor que sale de la primera. El diseo correspondiente a la unidad de la primera columna, es idntico al de los casos anteriores, teniendo la expresin [10] para el clculo del rea de transferencia. Sin embargo, debido a la presin de operacin del equipo, se requiere que el vapor de servicio se encuentre a 6,5 bar, con una temperatura de saturacin de 161,9 C. Esta presin de servicio es vlida para todos los casos simulados sin excepcin. Con respecto a la segunda unidad, resulta ms adecuado usar la expresin [11] para obtener el rea de transferencia, ya que en ella interviene la diferencia de temperatura logartmica media para evaluar el proceso no isotermo de condensacin del destilado. Sin embargo, debido a la proximidad de las temperaturas de saturacin por la alta pureza de la mezcla, es indiferente el uso de una expresin u otra. Si se opta por el uso de esta expresin, el factor de correccin del DTLM resulta la unidad. Para obtener el valor del coeficiente global de transferencia de calor se ha asemejado este proceso al dado en el condensador, ya que ningn dato aportado en la bibliografa

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

    W

    2

    porque en ambos casos condensa una corriente vapor de etanol. Como se ver ms adelante en los resultados, resultan rea de transferencia elevadas para este segundo hervidor, lo que restringe an ms la optimizacin del reparto de la alimentacin.

    III. Condensador Como se coment al inicio del apartado anterior, este equipo no va por duplicado, por lo que nicamente se tiene en cuenta el correspondiente a la segunda columna. Las correlaciones y parmetros de bibliografa son idnticos a los del caso de destilacin en columna simple, con lo que no cabe mencionar ningn aspecto sobresaliente.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 88

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

    transferencia de calor vale 1.250 Cm

    W

    2 [16].

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

    V. Intercambiadores precalentamiento alimentacin Al igual que en el equipo anterior, el diseo va a ser funcin del caudal alimentado a cada columna, por lo que cambiar para cada caso simulado. En ambas unidades se usa la expresin [11]. Adems, debe evaluarse el factor de correccin del DTLM, ya que el cambio de temperatura que sufren ambas corrientes es debido al cambio de calor sensible, siendo procesos no isotermos. Como se detall en el diseo de la columna simple con precalentamiento, a partir de las temperaturas resultantes en la simulacin, para obtener dicho factor se tienen las expresiones [13] y [14] para entrar en las grficas de la figura 33. Para el intercambiador involucrado en la primera columna, los valores resultantes para R y S son 1,03 y 0,78, respectivamente. Para esta pareja de parmetros slo estn disponibles las configuraciones (d) y (e), para las que, basndose en la sencillez constructiva, se opta por la opcin (d) con un FT igual a 0,85. Con respecto al segundo equipo, R y S toman los valores de 1,02 y 0,69, respectivamente. En este caso, se tienen como posibles configuraciones la (c), (d), (e), (g) y (j), donde por simplicidad se elige la ltima con un valor del factor de correccin de 0,825.

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

    W

    2 , quedan fijados

    todos los parmetros necesarios para el clculo del rea correspondiente. Para finalizar, se muestra la tabla 21 donde se recogen los resultados del diseo que intervienen en el clculo de costes.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 89

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

    2 Ah2, m2 Ac2, m

    2 Aint tamiz 1, m2 Aint tamiz 2, m

    2 Aint prec 1, m2 Aint prec 2, m

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

    Tabla 21. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 90

    donde s: fraccin de la alimentacin introducida a la primera columna N1: nmero de etapas de equilibrio de la primera columna E1: eficiencia de la primera columna Nr1: nmero de platos reales de la primera columna L1: altura de la primera columna, m N2: nmero de etapas de equilibrio de la segunda columna E2: eficiencia de la segunda columna Nr2: nmero de platos reales de la segunda columna L2: altura de la segunda columna, m Ah1: rea del hervidor de la primera columna, m

    2 Ah2: rea del hervidor de la segunda columna, m

    2 Ac2: rea del condensador de la segunda columna, m

    2 Aint tamiz 1: rea del intercambiador previo al tamiz de la primera columna, m

    2 Aint tamiz 2: rea del intercambiador previo al tamiz de la segunda columna, m

    2 Aint prec 1: rea del intercambiador de precalentamiento de la primera columna, m

    2 Aint prec2: rea del intercambiador de precalentamiento de la segunda columna, m

    2

    4.4.3. Costes

    Para esta configuracin, aparece un nuevo equipo a tener en cuenta en el cmputo de costes, siendo ste la bomba de alimentacin. El procedimiento seguido para el clculo del coste asociado a este equipo, queda tambin recogido en el Anexo A. Clculo de costes. Con respecto al coste de los equipos cabe mencionar que, para el intercambiador previo al tamiz molecular correspondiente al destilado de la primera columna, para coeficientes de reparto comprendidos en el rango de 0,15 a 0,30, la correlacin usada para el clculo del coste coincide con la dada para intercambiadores de carcasa y tubo, ya que el rea excede el rango de validez aplicado a intercambiadores de doble tubo. Adems, para la obtencin del coste asociado al intercambiador de precalentamiento de la alimentacin a la primera columna, ha sido necesario dividir el rea de transferencia entre cuatro, siendo ste el nmero de carcasas designado en su diseo. Por otro lado, asociado al consumo elctrico de la bomba, se debe hallar el coste en electricidad que conlleva el funcionamiento de la misma. De nuevo, estos clculos se detallan en el Anexo A. Clculo de costes. Comentadas estas particularidades, se presentan las tablas 22, 23 y 24 con los resultados obtenidos para esta alternativa.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 91

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

    CBM Int prec2, $ CBM TOTAL, $

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

    Tabla 22. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 92

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

    Tabla 23. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 93

    Hervidor Intercambiadores Condensador Bomba

    s m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao q, m3/s CS , $/ m

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

    Tabla 24. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 94

    Para finalizar el estudio de esta configuracin, se debe determinar el diseo ptimo para la misma, para lo cual se presenta a continuacin una grfica con los resultados vlidos obtenidos. En este caso, el parmetro que define el diseo es el coeficiente de reparto, en lugar del nmero de platos como se ha visto hasta ahora.

    3.900.000

    4.050.000

    4.200.000

    4.350.000

    4.500.000

    4.650.000

    4.800.000

    4.950.000

    5.100.000

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

    Fraccin alimentada a la primera columna, /1

    Cap

    ital,

    $

    12.800.000

    13.800.000

    14.800.000

    15.800.000

    16.800.000

    17.800.000

    Ope

    raci

    n/T

    otal

    , $

    Capital Total Operacin

    Figura 36. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

    Como se puede comprobar, la curva de costes totales es prcticamente paralela al eje de abscisas debido a la proximidad de los valores de reparto que han resultado vlidos en el estudio. Siguiendo con el criterio de elegir la configuracin que presenta el mnimo de costes totales, se muestran a continuacin estos valores tabulados.

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

    Tabla 25. Costes de capital, de operacin y totales para la configuracin destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin

    Segn la tabla anterior, el mnimo de costes totales se tiene al introducir el 65% de la alimentacin en la primera columna, configurada acorde a la primera alternativa dada en el anlisis de sensibilidad de la tabla x. En sta, se decidi elegir la solucin con menor altura de las torres, siendo el nmero de platos reales para la primera y segunda columna de 58 y 47, respectivamente.

    4.5. Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 95

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

    4.5.1. Simulacin

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

    de la primera columna - Fraccin de vapor a la salida del intercambiador dispuesto para condensacin del

    destilado de la primera columna En primer lugar, se debe fijar la presin de la columna secundaria, ya que ser la que determine la presin de operacin de la primera. Debido a que la alimentacin no es directamente introducida en la segunda columna, se supone para sta una presin de trabajo de 1 atm. Con este dato, la temperatura de salida de la corriente de cola, sabiendo que la constituye agua pura, es de 100C.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 96

    Obtenida la temperatura a la que opera el hervidor de la segunda columna, basta con especificar en un separador flash condicin de lquido saturado a 110C, para hallar la presin de trabajo de la primera columna. Esta presin ser funcin de la concentracin deseada en el destilado, impuesta como especificacin de entrada en el equipo de destilacin sbita. A continuacin, se muestra la tabla 26 donde se recogen los resultados para cada valor de concentracin especificado (en % peso y molar).

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

    Tabla 26. Presin de operacin de la columna de agotamiento para el sistema doble efecto sin reparto de la alimentacin

    Del mismo modo, al haber especificado condicin de lquido saturado, se garantiza que todo el calor de condensacin se invierte en el hervidor.

    Lmites de separacin en la primera columna Antes de comenzar con la descripcin del proceso desarrollado para realizar las simulaciones, se debe comprobar que la columna de agotamiento es capaz de alcanzar la concentracin deseada. Para ello, es necesario representar la lnea correspondiente a la condicin termodinmica de la alimentacin en el respectivo diagrama de equilibrio lquido-vapor. De esta manera, la concentracin mxima de destilado que es posible obtener viene dada por el punto de corte entre ambas. Este punto de corte supone un lmite operacional, ya que se correspondera con la concentracin que est en equilibrio con la alimentacin, lo que supondra que no se diese transferencia de materia entre fases impidiendo alcanzar una pureza superior a tal punto. En primer lugar, se debe obtener el diagrama de equilibrio en base molar para cada presin dada en la tabla 26. Estos datos se facilitan en el programa de simulacin. En segundo lugar, para obtener la lnea correspondiente a la condicin termodinmica de la alimentacin, se define el parmetro q, que representa el estado de la corriente. Este parmetro, en el caso de lquido subenfriado se define como:

    FBPF HHq

    += 1 [19]

    donde HF: entalpa de la alimentacin, kcal/mol HFBP: entalpa de la alimentacin a la temperatura de burbuja, kcal/mol : calor latente de vaporizacin, kcal/mol

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 97

    Figura 37. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 98

    El valor de q obtenido a partir de la expresin [19], se combina con los balances de materia para hallar el lugar de todos los puntos de interseccin de las lneas de operacin. Aunque en este caso no se dispone de seccin de enriquecimiento, el concepto sigue siendo el mismo para evaluar la concentracin mxima alcanzable. La ecuacin que gobierna esta lnea de interseccin, que recibe el nombre de lnea de alimentacin, viene dada por:

    11

    =

    q

    zx

    q

    qy F [20]

    donde y: fraccin molar de etanol en el vapor, /1 x: fraccin molar de etanol en el lquido, /1 zF: fraccin molar de etanol en la alimentacin, /1 Esta ecuacin representa una lnea recta de pendiente q/q-1 y que corta en la diagonal del diagrama de equilibrio en el punto x=y=zF [12]. Para hallar los valores de entalpa involucrados en la ecuacin [19], se hace uso de las herramientas de Aspen para el clculo de propiedades de corrientes. De esta manera, con los datos aportados por el simulador, se obtiene el valor de q para cada caso. Al considerar constante la temperatura de la alimentacin, el valor de q aumenta con la presin pues la alimentacin est ms subenfriada. A continuacin, se muestran los resultados obtenidos para cada presin de operacin correspondiente a cada caso de concentracin deseada en el destilado.

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

    Tabla 27. Condicin termodinmica de la alimentacin para la columna de agotamiento

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

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

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

    y

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

    Figura 38. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 99

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

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

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

    x

    y

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

    Figura 39. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin

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

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

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

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

    x

    y

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

    Figura 40. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin

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

    El aumento del mximo alcanzable se debe principalmente al aumento de la pendiente de la lnea de la alimentacin, ya que la curva de equilibrio no sufre variacin para este pequeo incremento de presin. Este nuevo lmite toma el valor de 39% n/n de etanol en el vapor, con lo que quedando por encima de la concentracin deseada, posibilita la obtencin de la misma.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 100

    Teniendo en cuenta la nueva presin de operacin para el caso de 60% p/p, y hallado el caudal de destilado correspondiente que resulta del balance de materia para cada concentracin, se est en disposicin de completar el sistema a modelar.

    Metodologa de diseo Definida la corriente de alimentacin al sistema con los datos de partida, se especifica la presin de descarga de la bomba, que variar en cada simulacin en funcin de la concentracin de etanol a obtener en la primera columna. Para la primera columna, al no disponer de condensador integrado, basta con especificar una variable de operacin para configurar la torre, siendo el flujo de destilado obtenido en el balance de materia. Una vez ms, las especificaciones de diseo sern la recuperacin de etanol en la corriente de destilado y la concentracin de etanol en la misma. Sin embargo, en este caso, como variable a manipular se tiene el caudal de destilado, que ir variando en cada simulacin realizada junto con la concentracin de etanol a obtener. Por otro lado, la segunda columna queda definida tal y como se configuraron las anteriores, teniendo en cuenta el condensador parcial que retorna al primer plato parte del destilado como lquido saturado. Adems, la etapa de alimentacin es ajustada para minimizar la carga necesaria en el hervidor. Para concretar las condiciones de condensacin de la corriente de destilado, se especifica en el intercambiador correspondiente la presin de operacin asignada para la primera columna, as como una fraccin de vapor nula. De nuevo, el intercambiador previo al tamiz molecular ha sido configurado para obtener una corriente a 150 C y 1 atm de presin. A continuacin, se muestra una tabla a modo de resumen con las especificaciones que han sido necesarias modificar con el fin de ajustar el modelo a las condiciones de operacin de cada caso estudiado.

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

    Tabla 28. Variables especificadas en las simulaciones de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

    donde yd1: fraccin msica impuesta en la columna de agotamiento, /1 P1: presin de operacin de bomba, columna e intercambiador, atm QD 1: caudal de destilado especificado en la columna de agotamiento, kg/h

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 101

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 102

    yd1 P1, atm N1 Td1i, C Td1f, C Tc1, C Qh1, kW D1, m Hbomba, m PB, kW

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

    Tabla 29. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

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

    Tabla 30. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 103

    donde yd1: concentracin de etanol impuesta en la primera columna, /1 P1: presin de operacin de la primera columna, atm N1: nmero de etapas de equilibrio de la primera columna Td1i: temperatura de salida del destilado de la primera columna, C Td1f: temperatura del destilado condensado, C Tc1: temperatura de la corriente de cola de la primera columna, C Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: dimetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW N2: nmero de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posicin optima de la alimentacin en la segunda columna R2: relacin de reflujo de la segunda columna Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, C Tc2: temperatura de la corriente de cola de la segunda columna, C Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: dimetro de la segunda columna, m Qint tamiz: calor necesario para acondicionar el destilado para purificacin, kW E: resultado del balance energtico entre destilado y hervidor, kW Obtenidos los datos necesarios, se pasa al diseo de los equipos involucrados en esta configuracin con el fin de calcular los costes asociados a la misma.

    4.5.2. Diseo de equipos

    Al igual que en el caso anterior, la bomba de alimentacin se tendr en cuenta en el siguiente apartado para el clculo del coste, ya que queda diseada con los resultados obtenidos en las simulaciones.

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 104

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

    ( )100

    1

    =

    E

    NN idealesreales [21]

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

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

    supone de 851,75 Cm

    W

    2 por ser la situacin que ms se asemeja a la dada en este

    equipo.

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 105

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 106

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

    2 Ah2,m2 Ac2, m

    2 PVS int, bar Aint, m2

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

    Tabla 31. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

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

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

    PVS herv 1: presin del vapor de servicio usado en el hervidor de la primera columna, bar Ah1: rea de transferencia del hervidor de la primera columna, m

    2

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

    Ac2: rea de transferencia del condensador de la segunda columna, m2

    PVS int: presin del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar Aint: rea de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m

    2

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 107

    4.5.3. Costes

    Siguiendo los pasos descritos en el anexo correspondiente, se presentan a continuacin las tablas 32, 33 y 34 con los costes actualizados asociados a esta configuracin. Cabe recordar que, los resultados resaltados en rojo no se consideran vlidos puesto que el clculo se ha realizado con parmetros que quedan fuera del rango de aplicacin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 108

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

    Tabla 32. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

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

    Tabla 33. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 109

    Hervidor Intercambiador Condensador Bomba yd1 m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao q, m

    3/s CS , $/ m3 CS, $/ao E, kW CS , $/kWh CS, $/ao CS TOTAL, $/ao

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

    Tabla 34. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 110

    Descartando las opciones para las cuales los costes calculados no fueron vlidos, la siguiente grfica muestra los resultados obtenidos para el resto de alternativas. En dicha representacin, se tiene la concentracin de etanol en el destilado de la primera columna para evaluar la opcin ms econmica.

    2.100.000

    2.150.000

    2.200.000

    2.250.000

    2.300.000

    2.350.000

    2.400.000

    2.450.000

    2.500.000

    2.550.000

    2.600.000

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

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

    Cap

    ital,

    $

    30.500.000

    31.500.000

    32.500.000

    33.500.000

    34.500.000

    35.500.000

    36.500.000

    37.500.000

    Ope

    raci

    n/T

    otal

    , $

    Capital Operacin Total

    Figura 41. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

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

    4.6. Destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

    Al igual que en el caso de columna simple, se modifica el esquema precedente para aprovechar el calor residual de la corriente de cola en precalentar la alimentacin al sistema. En principio, el rango de concentraciones a evaluar a la salida de la primera torre, ser el definido en el caso anterior, es decir, del 20 al 60% en peso de etanol. Para esta ltima concentracin se evaluar a la presin terica definida anteriormente, es decir, 2,85 atm. Del mismo modo, se determinar la concentracin de etanol que se debe obtener en la primera columna que supone el mnimo en la curva de costes totales.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 111

    4.6.1. Simulacin

    Para modelar esta nueva situacin, el esquema del caso precedente se modifica aadiendo un sistema de intercambiadores que involucra la corriente de alimentacin con la de cola a travs de una corriente de calor, tal y como se muestra en la figura 42. Asimismo, el intercambiador donde se modifica la corriente de cola, se introduce con el fin de simular el aprovechamiento energtico, por lo que este equipo queda excluido del clculo de costes. Del mismo modo, como se expuso en el caso anterior, la condensacin de la corriente destilado procedente de la primera columna, se da en el hervidor de la columna secundaria, por lo que el intercambiador impuesto para tal fin, tampoco es un equipo necesario en el sistema real. El balance de energa de este proceso, se cuantifica por medio de la corriente de calor saliente de la unidad MIXER. Los grados de libertad para esta configuracin coinciden con los citados en el caso sin precalentamiento. Sin embargo, para el sistema de intercambiadores que precalienta la alimentacin habra que aadir los siguientes: - Temperatura de precalentamiento de la alimentacin - Presin del intercambiador de precalentamiento de la alimentacin - Presin del intercambiador dispuesto en la corriente de cola Debido a que la presin de trabajo de la columna secundaria coincide con la supuesta anteriormente, el destilado a usar como vapor de servicio se debe hallar en las mismas condiciones descritas. El resultado es que la presin de operacin de la primera columna, para cada concentracin de etanol especificada, toma los mismos valores que los dados en la tabla 26. Definida la presin de operacin de la columna de agotamiento, se debe comprobar si se puede alcanzar la pureza impuesta en cada caso, ya que se da una nueva condicin termodinmica de la alimentacin. Para ello, es preciso conocer la temperatura a la cual se precalienta la alimentacin que, como se expuso en el segundo caso de estudio, queda definida por la temperatura del fluido trmico. A continuacin, se muestra la tabla 35 donde se expone la temperatura de la corriente de cola, as como la temperatura de burbuja de la alimentacin para cada presin de operacin.

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 112

    Figura 42. Esquema usado en la simulacin de destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 113

    Como se puede comprobar, debido a la pequea diferencia de temperaturas que se da entre ambas corrientes, no ser posible introducir la alimentacin como lquido saturado. Siguiendo con el criterio de diseo del intercambiador expuesto en el segundo caso de estudio, se debe dar una diferencia de 20 C entre ambos fluidos. Sin embargo, al imponer esta condicin, se obtienen valores para el rea de transferencia del equipo que exceden el mximo permitido para usar la correlacin adecuada para clculo del coste. Por este motivo, se decide imponer una diferencia de temperaturas de 25 C. A continuacin, se recoge en la tabla 36 la temperatura a la cual se debe precalentar la alimentacin para cada presin de operacin.

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

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

    Lmites de separacin en la primera columna

    Con las nuevas condiciones en las que se encuentra la corriente de alimentacin, es necesario determinar la concentracin lmite que se puede obtener en la columna de agotamiento. De nuevo, se recurre al diagrama de equilibrio para representar la condicin termodinmica de la alimentacin para cada presin de operacin. Obtenidas las curvas de equilibrio, basta con obtener el valor de q mediante la ecuacin [19]. De los parmetros involucrados en esta expresin, es necesario determinar la nueva entalpa de la alimentacin a la temperatura de precalentamiento, HF, ya que la condicin para lquido saturado y el calor latente coinciden con los obtenidos en el caso precedente al coincidir la presin de operacin. A continuacin, se presenta la tabla 37 con los resultados obtenidos para q en las nuevas condiciones de operacin.

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

    Tabla 37. Condicin termodinmica de la alimentacin para la columna de agotamiento con precalentamiento

    A partir de la expresin [20], para una fraccin molar de la alimentacin de 0,01, se representan las lneas de alimentacin en las curva de equilibrio correspondiente. Para concentraciones hasta el 30% p/p de etanol, las representaciones obtenidas ofrecen el mismo resultado que el mostrado en la figura 38 del sistema sin precalentamiento. Sin embargo, a partir del 35% p/p, el lmite mximo alcanzable en la columna de agotamiento queda por debajo de ste, siendo imposible lograr la pureza especificada en las condiciones de operacin. La grfica correspondiente a este caso se muestra a continuacin, para una presin de 2,59 atm.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 114

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

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

    x

    y

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

    Figura 43. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin

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

    Como se puede comprobar, la lnea de color rojo que representa la condicin de la alimentacin, corta con la curva de equilibrio para el 15% n/n de etanol en el vapor, requirindose en este caso 17,4% n/n. Debido a la proximidad del parmetro q, y a la forma de la curva de equilibrio en el rango de presiones estudiados, para el resto de concentraciones se obtiene idntico resultado al mostrado en la figura anterior. El hecho de que el rango de concentraciones factibles se estreche, se debe a la pequea pendiente de la lnea de alimentacin, que hace que el lmite mximo alcanzable disminuya con respecto al sistema sin precalentamiento. De la misma manera que se solvent este problema en el caso anterior, se considera aumentar la presin de operacin de la columna para aumentar la concentracin lmite y conseguir que la concentracin deseada quede por debajo de este mximo. Sin embargo, existe otro factor a tener en cuenta al aumentar la presin de trabajo. Este lmite superior viene dado por el rango de validez de la presin del vapor de servicio para el clculo de su coste, ya que para presiones superiores, los valores resultantes del coste no seran vlidos, quedando descartados del estudio. Siendo el valor superior del rango de 46 barg, la torre debe operar como mximo a 30 atm para que se de una diferencia de temperaturas de 20 C entre la corriente de cola y el vapor de servicio. Aumentando progresivamente la presin de la columna de agotamiento, se tiene que para 26 atm la concentracin mxima queda por encima del 35% p/p, permitiendo alcanzar esta pureza en la corriente de destilado. La siguiente grfica corrobora este hecho.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 115

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

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

    x

    y

    0

    0,1

    0,2

    0,3

    0,4

    0,5

    0,6

    0,7

    0,8

    0,9

    1

    Figura 44. Representacin de la lnea de alimentacin en la columna de agotamiento para la obtencin

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

    En la figura se muestra como la concentracin mxima ha aumentado, permitiendo en este caso obtener la pureza impuesta de 17,4% n/n. Para concentraciones superiores a la indicada, se necesitara operar a presiones mayores de 30 atm, por lo que los datos obtenidos careceran de validez y seran descartados del estudio. De esta manera, el rango de concentraciones a evaluar queda restringido del 20 al 35% en peso de etanol. Comentadas las diferencias operacionales con respecto al caso anterior, el procedimiento seguido para configurar el sistema coincide con el comentado anteriormente. Cabe aadir que en el sistema de intercambiadores usado para el precalentamiento de la alimentacin, debe especificarse la presin de operacin, as como la temperatura final de la alimentacin en el equipo involucrado a dicha corriente. En la siguiente tabla se recogen estos valores junto con el resto de parmetros que ha sido necesario modificar en cada simulacin.

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

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

    donde yd1: fraccin msica impuesta en la columna de agotamiento, /1 P1: presin de operacin de bomba, columna e intercambiadores, atm Tff: temperatura de precalentamiento impuesta en el intercambiador, C QD 1: caudal de destilado especificado en la columna de agotamiento, kg/h A continuacin, se muestran las tablas 39 y 40 en las que se presentan los resultados obtenidos para esta configuracin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 116

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

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

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

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

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

    Tabla 39. Resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

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

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

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

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

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

    Tabla 40. Continuacin de resultados de las simulaciones para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 117

    donde yd1: concentracin de etanol impuesta en la primera columna, /1 P1: presin de operacin de la primera columna, atm N1: nmero de etapas de equilibrio de la primera columna Tfi: temperatura de la corriente de alimentacin, C Tff: temperatura de la corriente de alimentacin precalentada, C Td1i: temperatura de salida del destilado de la primera columna, C Td1f: temperatura del destilado condensado, C Tc1i: temperatura de la corriente de cola a la salida de la primera columna, C Tc1f: temperatura de la corriente de cola a la salida del intercambiador, C Qh1: calor necesario en el hervidor de la primera columna, kW D1: dimetro de la primera columna, m Hbomba: altura desarrollada por la bomba, m PB: potencia al freno de la bomba, kW N2: nmero de etapas de equilibrio de la segunda columna Nf2: posicin optima de la alimentacin en la segunda columna R2: relacin de reflujo de la segunda columna Td2: temperatura de salida del destilado de la segunda columna, C Tc2: temperatura de la corriente de cola de la segunda columna, C Qh2: calor necesario en el hervidor de la segunda columna, kW Qc2: calor retirado en el condensador de la segunda columna, kW D2: dimetro de la segunda columna, m Qint tamiz: calor necesario para acondicionar el destilado para purificacin, kW E: resultado del balance energtico entre destilado y hervidor, kW Como se ve en los resultados, el precalentar la alimentacin hace que se requiera menor carga energtica en el hervidor de la columna de agotamiento, aunque esto conlleva que se requiera mayor nmero de etapas para lograr la concentracin deseada. La siguiente grfica recoge la comparativa con el sistema precedente.

    20.000

    25.000

    30.000

    35.000

    40.000

    45.000

    50.000

    55.000

    60.000

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

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

    Cal

    or h

    ervi

    dor,

    kW

    Sin precalentamiento Con precalentamieno

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 118

    4.6.2. Diseo de equipos

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

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 119

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

    V. Intercambiador precalentamiento alimentacin La superficie obtenida para este equipo ser diferente en cada caso simulado, ya que la temperatura a la que se precalienta la alimentacin, y la temperatura a la que se tiene la corriente de cola, dependen de la presin de la columna. Al darse procesos no isotermos en ambos lados del intercambiador, debe ser evaluado el factor de correccin que interviene en la expresin [11]. A partir de las temperaturas iniciales y finales de cada corriente, obtenidas como resultado en el apartado anterior, se hallan los valores que toman R y S a travs de las frmulas [13] y [14]. Con estos parmetros, se evaluar el factor de correccin ms adecuado segn las configuraciones dadas en la figura 33, sabiendo que la corriente que fluye por los tubos se corresponde con la corriente de cola. A continuacin, se muestra la tabla 41 donde se recoge el resultado obtenido para el factor de correccin, as como los parmetros R y S para cada caso.

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

    Tabla 41. Factor de correccin DTLM para intercambiador de precalentamiento de destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin segn configuracin

    Una vez ms, la eleccin del tipo de intercambiador se ha basado en la sencillez constructiva de entre las posibles configuraciones factibles para los parmetros dados. En el ltimo caso expuesto, no ha cabido eleccin puesto que la nica configuracin posible ha sido la indicada en la tabla. Obtenido el parmetro anterior, se est en disposicin de hallar el rea requerida por este equipo, sabiendo que el coeficiente global de transferencia de calor correspondiente

    a esta situacin vale 1.150 Cm

    W

    2.

    Por ltimo, se presenta la tabla 42 con los resultados necesarios del diseo para el clculo del coste de esta configuracin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 120

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

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

    2 Aint prec, m2

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

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

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

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

    Tabla 42. Resultados del diseo para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

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

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

    PVS herv 1: presin del vapor de servicio usado en el hervidor de la primera columna, bar Ah1: rea de transferencia del hervidor de la primera columna, m

    2

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

    Ac2: rea de transferencia del condensador de la segunda columna, m2

    PVS int tamiz: presin del vapor de servicio usado en el intercambiador, bar Aint tamiz: rea de transferencia del intercambiador previo al tamiz, m

    2 Aint prec: rea de transferencia del intercambiador de precalentamiento de la alimentacin, m

    2

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 121

    4.6.3. Costes

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 122

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

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

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

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

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

    Tabla 43. Costes de los equipos para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

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

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

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

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

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

    Tabla 44. Capital de inversin para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

    Hervidor Intercambiador Condensador Bomba

    yd1 m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao m, kg/s CS , $/kg CS, $/ao q, m3/s CS , $/ m

    3 CS, $/ao E, kW CS , $/kWh CS, $/ao CS TOTAL, $/ao 0,20 15,32 0,05 22.022.216,17 0,15 0,14 611.883,78 0,24 0,17 1.209.089,38 13,01 0,21 22.131,50 23.865.320,83

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

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

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

    Tabla 45. Costes de operacin para la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    METODOLOGA 123

    Debido a que la superficie obtenida en algunos casos hace que el coste asociado no sea vlido, queda como resultado un solo caso admisible, por lo que para este sistema no se tendr la opcin de elegir configuracin ptima. Sin embargo, se presenta a continuacin la grfica que recoge los costes totales para todos los casos estudiados.

    3.200.000

    3.700.000

    4.200.000

    4.700.000

    5.200.000

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

    Etanol en el destilado de la primera columna, /1

    Cap

    ital,

    $

    17.000.000

    19.000.000

    21.000.000

    23.000.000

    25.000.000

    27.000.000

    29.000.000

    31.000.000

    Ope

    raci

    n/T

    otal

    , $

    Capital Operacin Total

    Figura 46. Costes resultantes de la configuracin destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

    Casualmente, el valor que presenta el mnimo en la curva de costes totales coincide con la nica configuracin vlida en el estudio. Para garantizar este valor en el coste, se debe especificar un 30% p/p de etanol en la primera columna, donde la presin de operacin haba sido de 2,51 atm. Cabe recordar que, el nmero de etapas reales que cerraba el balance de energa entre la corriente destilado y el hervidor secundario era 54 y 17 etapas, para primera y segunda columna, respectivamente.

  • CAPTULO 5

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 125

    5. ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES

    En este captulo se estudian los resultados obtenidos en el captulo anterior con el fin de hallar la configuracin ms competitiva entre las alternativas consideradas. Para ello, se compararn los costes asociados a cada una de ellas para concretar cul es la que ofrece menor coste total anualizado para la deshidratacin de etanol. A su vez, se exponen los aspectos ms relevantes que suscriben estos resultados de cara a desarrollar las conclusiones que puedan suscitar futuros estudios y/o mejoras del presente documento. Cabe recordar que, este anlisis se centra en la etapa de concentracin hasta un punto cercano al azetropo, ya que la fase de purificacin en tamices moleculares queda excluida de la evaluacin econmica al presentar el mismo coste para todas las alternativas estudiadas. Por este motivo, el coste de produccin que se obtenga no debe ser considerado como un valor absoluto, sino que ser usado como referencia en base a la comparativa econmica.

    5.1. Anlisis de resultados

    Antes de mostrar los resultados, se presenta la descripcin de cada alternativa con el nmero asignado para la redaccin del presente captulo. ALTERNATIVA DESCRIPCIN

    1 Destilacin simple en columna de fraccionamiento

    2 Destilacin simple en columna de fraccionamiento y precalentamiento de la alimentacin

    3 Destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin 4 Destilacin doble efecto sin reparto de la alimentacin

    5 Destilacin doble efecto con precalentamiento y sin reparto de la alimentacin

    Tabla 46. Enumeracin de las alternativas para el anlisis de costes

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 126

    0

    5.000.000

    10.000.000

    15.000.000

    20.000.000

    25.000.000

    30.000.000

    35.000.000

    Alternativa 1 Alternativa 2 Alternativa 3 Alternativa 4 Alternativa 5

    $/a

    o

    Capital Operacin

    Figura 47. Comparativa de los costes totales

    La figura 47 muestra el elevado orden de magnitud de los costes de operacin sea cual sea la alternativa elegida para la deshidratacin de etanol. A continuacin, se muestra el porcentaje que representa cada coste sobre el total, donde los valores resaltados en azul y rojo representan el mnimo y el mximo, respectivamente.

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

    Tabla 47. Porcentaje sobre el total para capital de inversin y costes de operacin en cada alternativa

    Estos porcentajes ponen de manifiesto la relacin existente entre costes de capital y de operacin. Como se puede comprobar, a medida que aumenta la inversin en capital, el coste asociado a los servicios disminuye. Este hecho, conllevara la eleccin de la alternativa que mostrase un compromiso entre ambos costes, sin embargo, debido al elevado coste de operacin que presenta la deshidratacin de etanol, se debe optar por la configuracin que presenta el mnimo coste en servicios. Esta configuracin se corresponde con la alternativa 3, destilacin doble efecto con reparto de la alimentacin. A continuacin, se muestran los costes asociados a cada alternativa para realizar un anlisis ms detallado de los mismos.

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

    Tabla 48. Costes obtenidos para cada alternativa

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 127

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 128

    Finalmente, pese al alto coste de inversin en capital, se puede decir que la alternativa ms competitiva entre las estudiadas en el presente documento se corresponde con el sistema de doble efecto con reparto de la alimentacin. Este hecho radica en que presenta el mnimo gasto de vapor en el hervidor, siendo el factor ms influyente en los altos costes de la obtencin de etanol a partir de soluciones diluidas. A continuacin, se muestran los costes de operacin asociados a cada servicio para las alternativas estudiadas.

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

    Tabla 49. Costes individuales de los servicios para cada alternativa

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

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

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

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

    5.2. Conclusiones

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANLISIS DE RESULTADOS Y CONCLUSIONES 129

    La configuracin doble efecto haciendo uso de una columna de agotamiento ha sido ineficaz, presentando mayores costes de operacin que los obtenidos con destilacin en columna simple. Pese a la alta inversin en capital que supone introducir un intercambiador para el precalentamiento de la alimentacin, el ahorro en vapor de servicio que conlleva el aprovechamiento del calor residual de la corriente de cola, hace que las alternativas 2 y 5 generen costes comparables a la configuracin doble efecto con reparto de la alimentacin. En definitiva, la obtencin de bioetanol a partir de la fermentacin de biomasa lignocelulsica conlleva altos costes de operacin en la etapa de deshidratacin mediante la tecnologa de destilacin. Como se coment anteriormente, el elevado orden de magnitud de dichos costes se debe bsicamente al consumo de vapor en el hervidor de la columna primaria, por lo que se proponen las siguientes recomendaciones con el fin de rebajar o evitar dicho consumo:

    Para las rutas hbridas, uso del gas de sntesis como corriente calefactora en el hervidor de la columna de destilacin, ya que este gas debe ser enfriado antes de entrar en el fermentador, disponiendo de un calor residual que podra ser aprovechado en la etapa de deshidratacin.

    Para rutas biolgicas o hbridas, mejoras en los procesos de fermentacin que

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

  • REFERENCIAS

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    REFERENCIAS 131

    REFERENCIAS

    [1] CONVENCIN MARCO DE LAS NACIONES UNIDAS SOBRE EL CAMBIO CLIMTICO, Naciones Unidas, 1992.

    [2] Plan de Energas Renovables 2011-2020, Ministerio de Industria, Turismo y

    Comercio.

    [3] ORDEN ITC/2877/2008, de 9 de octubre, por la que se establece un mecanismo de fomento del uso de biocarburantes y otros combustibles renovables con fines de transporte, Ministerio de Industria, Turismo y Comercio, BOE nm. 248, pgs. 41.170-41.175, 2008.

    [4] Estimacin del potencial de bioenerga de la agricultura compatible con el

    medio ambiente, Agencia Europea de Medioambiente, Ministerio de Medio Ambiente y Medio Rural y Marino, 2010.

    [5] Biorrefineras: Situacin Actual y Perspectivas de Futuro. Informe de

    Vigilancia Tecnolgica, Genoma Espaa y Centro de Investigaciones Energticas, Medioambientales y Tecnolgicas (CIEMAT), 2008.

    [6] www.coskata.com

    [7] Black, C., Distillation Modeling of Ethanol Recovery and Dehydration

    Processes for Ethanol and Gasohol, Chemical Engineering Progress, Vol. 76, pp. 78-85, 1980.

    [8] Gomis, V., Font, A., Pedraza, R. & Saquete, M.D. 2007, "Isobaric vapor-liquid

    and vapor-liquid-liquid equilibrium data for the water-ethanol-hexane system", Fluid Phase Equilibria, Vol. 259, no. 1, pp. 66-70.

    [9] Black, C. & Ditsler, D. E., Dehydration of Aqueous Ethanol Mixtures by

    Extractive Distillation, Advances in Chemistry, Ser.115, p.64, 1972.

    [10] Ligero, E. L., y Ravagnani, T. M. K., Dehydration of Ethanol with Salt Extractive Distillation A Comparative Analysis Between Processes with Salt Recovery, Chemical Engineering and Processing, Vol. 42, pp. 543-552, 2003.

    [11] Rios, L. & Marn, J., Equilibrio de Fases para Sistemas Etanol-Agua en

    presencia de Polialcoholes y Sales, Dyna, Nro.165, pp. 150-159, 2011.

    [12] McCabe, W. L., Smith, J. C. & Harriot, P., Operaciones unitarias en Ingeniera Qumica, McGraw-Hill, 4 ed., 1991.

    [13] Banat, F., Abu Al-Rub, F. & Simandl, J., Analysis of vapor-liquid equilibrium

    of ethanol-water system via headspace gas chromatography: effect of molecular sieves. Separation and Purification Technology, Vol. 18, pp. 111-118, 2000.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    REFERENCIAS 132

    [14] Karuppiah, R., Peschel, A., Grossmann, I. E., Martn, M., Martinson, W. & Zullo, L., Energy Optimization for the Design of Corn-Based Ethanol Plants, AIChE Journal, Vol. 54, No. 6, 2008.

    [15] www.textoscientificos.com

    [16] Sinnott, R. & Towler, G., CHEMICAL ENGINEERING DESIGN. Principles,

    Practice and Economics of Plant and Process Design, Elsevier, 2008.

    [17] Poling, B. E., Thomson, G. H., Friend, D. G., Rowley, R. L. & Wilding W.V., Perrys Chemical EngineersHandbook, Section 2: Physical and Chemical Data, pp. 432-435, McGraw-Hill, 8 ed., 2008.

    [18] Treybal, R. E., Operaciones de transferencia de masa, McGraw-Hill, 2 ed.

    [19] Marcilla Gomis, A., Introduccin a las Operaciones de Separacin-Clculo

    por etapas de equilibrio, Textos Docentes, Universidad de Alicante, 1998.

    [20] Seider, W. D., Seader, J.D. & Lewin, D. R., Product & Process Design Principles-Synthesis, Analysis and Evaluation, Wiley, 2 ed., 2003.

    [21] Shilling, R. L., Bernhagen, P. M., Goldschmidt, V. M., Hrnjak, P. S., Johnson,

    D. & Timmerhaus, K. D., Perrys Chemical EngineersHandbook, Section 11: Heat-Transfer Equipment, pp. 6-7, McGraw-Hill, 8 ed., 2008.

    [22] Chemical Engineering, www.che.com, 2012.

    [23] Ulrich, G. D. & Vasudevan, P. T., How to Estimate Utility Costs, University

    of New Hampshire, CHEMICAL ENGINEERING, 2006.

    [24] http://epp.eurostat.ec.europa.eu/statistics_explained/index.php/Electricity_and_natural_gas_price_statistics

  • ANEXO A

    CLCULO DE COSTES

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 134

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES

    En este anexo se describe el procedimiento mediante el cual se han obtenido los costes presentados en el Captulo 4. Metodologa. En dicha seccin se requera el coste para determinar la configuracin ptima de cada alternativa estudiada, entendiendo como ptima la que ofrece el mnimo coste total. El coste total representa la suma de la inversin en capital, relacionada con los equipos, y el coste de operacin, asociado al consumo de servicios. En primer lugar, la obtencin del total de inversin en capital, CTCI, se realiza mediante una estimacin preliminar, la cual se basa en un diseo detallado del proceso. Para aplicar este mtodo, es necesario conocer el tamao de los equipos as como el material de construccin, de cara a obtener el capital invertido en equipos, que ser la base para la estimacin del resto de costes asociados a la implantacin de un nuevo proyecto. La estimacin de la inversin en equipos requiere conocer el coste de compra de los equipos f.o.b. (free on board, libre a bordo), es decir, excluyendo los costes de transporte, por lo que el comprador tiene la responsabilidad de aportar los gastos de envo hasta el sitio donde se va a ubicar la planta. Estos valores se obtienen a partir de de una serie de correlaciones que vienen dadas en funcin de uno o ms factores de tamao. Por otro lado, para tener en cuenta el coste de instalacin de cada unidad, se debe aplicar un factor de correccin para obtener el coste de mdulo desnudo, CBM. La totalidad de los costes de los equipos implicados en la planta, CTBM, permite obtener el resto de costes directos e indirectos que conlleva la instalacin, ya que, segn bibliografa, cada uno de ellos se puede estimar como un porcentaje aadido del coste total de mdulo desnudo [20]. Cabe aadir que, para anualizar el capital de inversin, se ha supuesto una vida til de la planta de 15 aos. Por ltimo, para obtener los costes de operacin, se debe conocer la cantidad necesaria de cada servicio, a partir de la cual se halla el coste aplicando una serie de correlaciones.

    A.1. Costes de inversin

    Como se coment anteriormente, el clculo del capital inversin implica conocer el coste de los equipos involucrados en cada configuracin a estudiar. Los equipos involucrados en las diferentes alternativas han sido: - Columna de destilacin - Hervidor - Condensador - Intercambiador previo al tamiz molecular - Intercambiador precalentamiento alimentacin - Bomba de impulsin

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 135

    Para cada unidad, existe una expresin a aplicar para obtener el coste. Dicha correlacin, junto con otros parmetros necesarios, se detallan a continuacin para cada uno de ellos.

    A.1.1. Costes de equipos

    I. Columna

    Para el coste de este equipo, se tienen correlaciones diferenciadas para el recipiente a presin, que se correspondera con el cuerpo de la columna, y para el contenido, que en este caso seran platos perforados. Cuerpo de la torre La expresin para el clculo del coste de fabricacin de la columna de destilacin es la siguiente:

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

    donde MF : factor de correccin del material

    TC : coste base del recipiente a presin, $

    PLC : coste base de plataformas y escaleras que requiere la columna, $ En dicha expresin se tiene en cuenta que el material de construccin es acero al carbono, adems de estar referido al ao 2000, en el que el CEPCI era de 394. El CEPCI (de las siglas en ingls, Chemical Engineering Plant Cost Index, ndice de Coste de Plantas de Ingeniera Qumica) es un ndice de coste usado para ajustar el efecto de la inflacin, por ello es necesario actualizar el valor obtenido en el clculo al ao en cuestin, como se ver ms adelante. A su vez, TC y PLC , vienen correlacionados en funcin de parmetros de tamao del equipo. CT incluye el coste de las boquillas para la entrada y salida de corrientes, as como bocas para el acceso al equipo para el mantenimiento del mismo. La correlacin para su clculo viene dada por:

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

    ( ) ( ) 80161,063316,01,237 LDC iPL = [A3] donde Di: dimetro interno de la torre, ft L: longitud de la columna, ft

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 136

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

    ( ) ( ) ++= tDLtDW ii 8,0 [A4] donde Di: dimetro interno de la torre, ft t: espesor de pared de la carcasa, ft L: longitud de la columna, ft

    : densidad del acero, 3ft

    lb

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

    d

    id

    PES

    DPt

    =

    2,12 [A5]

    donde Pd: presin de operacin, psig Di: dimetro interno, in S: mximo esfuerzo admisible, psi E: eficacia de soldadura Los valores de S vienen tabulados en funcin de la temperatura de diseo, como se muestra en la tabla A1. Como temperatura de diseo se recomienda tomar la temperatura de operacin ms 50 F. Se elige como temperatura de operacin la ms desfavorable para optimizar el diseo, siendo sta la temperatura de la corriente de cola, por ser la mxima que se da en el sistema.

    T (F) S (psi)

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

    Tabla A 1. Mximo esfuerzo admisible en columnas

    Por ltimo, segn bibliografa, como valor ms desfavorable para la eficiencia de soldadura se tomar un valor de 0,85. Con todos los parmetros anteriores, y segn la ecuacin [A5], se obtiene un espesor de pared para cada columna segn el dimetro resultante de la simulacin. Para evitar que el espesor calculado sea pequeo, se tiene un mnimo a cumplir, requerido para la rigidez de la columna, que va en funcin del dimetro de la torre. En la tabla A2 se muestra tal relacin.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 137

    Di (ft) tmin (in)

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 138

    Platos El coste de fabricacin e instalacin para los platos de la torre de destilacin viene dado por:

    BTTMTTNTTbof CFFFNC =... [A8] donde NT: nmero de platos FNT: factor del nmero de platos FTT: factor del tipo de plato FTM: factor del material CBT: coste base para platos, $ El factor del nmero de platos vale la unidad para una cantidad de los mismos mayor a 20. Sin embargo, para un menor nmero de platos instalados, este valor debe calcularse por medio de la siguiente expresin:

    TNNTF

    0414,1

    25,2= [A9]

    Por otro lado, para el tipo de plato elegido, siendo ste perforado en todos los casos, el factor correspondiente vale la unidad. En cuanto al factor del material, ste viene dado en funcin del dimetro del equipo a travs de la siguiente ecuacin:

    iTM DF 0577,0189,1 += [A10] De igual modo, el coste base de los platos depende del dimetro de la torre por medio de la siguiente relacin:

    ( )iBT DC 1739,0exp369= [A11] Esta expresin es vlida para dimetros comprendidos entre 2 y 16 ft. Cabe aadir que el coste que se obtenga a partir de la expresin [A8] debe ser actualizado, ya que el coste base est referido al ao 2000 con un CEPCI de 394. Adems, este valor coincide con el coste desnudo para los platos, ya que en el clculo del coste de fabricacin se incluye la instalacin de stos en la torre.

    II. Hervidor La correlacin que proporciona el coste base para el hervidor tipo Kettle viene dada en funcin del rea de transferencia, como muestra la siguiente expresin:

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

    Esta expresin tiene validez para valores de rea comprendidos entre 150 y 12.000 ft2.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 139

    Por otro lado, el coste de fabricacin presenta la siguiente relacin con el coste base:

    BLMPbof CFFFC =... [A13] donde FP: factor de presin FM: factor del material FL: factor de longitud de tubos Por un lado, el factor de presin depende de la presin del lado de la carcasa, siendo en este caso la correspondiente a la corriente de cola que coincide con la presin de operacin del equipo. Este valor, expresado en psig, debe sustituirse en la siguiente ecuacin:

    2

    1000017,0

    100018,09803,0

    +

    += PPFP [A14]

    Sin embargo, se debe tener en cuenta que el rango de presiones aplicable es de 100 a 2.000 psig, por lo que en los casos que la presin de operacin queda fuera de las condiciones de aplicacin, este factor resulta valer la unidad. Por otro lado, el factor del material depende del rea de transferencia, as como de la combinacin elegida para los materiales de construccin de carcasa y tubos a travs de la frmula dada a continuacin:

    b

    M

    AaF

    +=100

    [A15]

    Donde a y b toman un valor en concreto segn el material de construccin. En todos los casos estudiados, al ser carcasa y tubos de acero inoxidable, las constantes son 2,70 y 0,07, respectivamente. Por ltimo, es necesario definir la longitud de los tubos, para la cual se toma el valor tpico de 16 ft, segn bibliografa [20]. Para esta longitud de tubos, se tiene que el correspondiente factor vale 1,05. Con todos los parmetros necesarios para el clculo del coste de fabricacin, basta definir el factor de mdulo desnudo para obtener el coste desnudo del hervidor. El factor para intercambiadores de carcasa y tubos a tener en cuenta para aplicar la ecuacin [A7], toma el valor de 3,17.

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 140

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

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

    IV. Intercambiador previo al tamiz molecular Exceptuando los casos que se concretan en el apartado 4.4.3. Costes del sistema doble efecto con reparto de la alimentacin, debido al orden de magnitud del rea de transferencia obtenida en el diseo de este equipo, se toma intercambiador de doble tubo, cumpliendo de esta manera el rango de aplicacin para la correlacin del coste base, siendo ste de 2 a 200 ft2. El clculo del mismo se realiza de acuerdo a la siguiente ecuacin:

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

    BMPbof CFFC =... [A18] Del mismo modo, para obtener el factor de presin, se debe obtener el valor de la presin de la carcasa en psig, unidades de presin relativa. Al ser sta menor de 600 psig, el factor correspondiente toma como valor la unidad sin excepcin. Por otro lado, el factor de material es 3,0 por ser ambos tubos de acero inoxidable. Para terminar, el factor de mdulo desnudo usado en la ecuacin [A7] para este equipo vale, 1,80.

    V. Intercambiador precalentamiento alimentacin Aunque en el diseo de este equipo ya se present el tipo de intercambiador a usar al evaluar el factor FT, no hubiera sido correcto elegir un intercambiador de doble tubo por el exceso de superficie requerida, mayor de 200 ft2. Por estas razones, el tipo de intercambiador a usar ser de carcasa y tubo con cabezal flotante, debindose usar la expresin [A16] para hallar el coste, coincidiendo con la del condensador. Cabe aadir que, en funcin de la configuracin asignada por el factor FT, el valor del rea a introducir en dicha correlacin, estar dividido por el nmero de carcasas que se dispongan, ya que esta expresin proporciona el coste unitario. Para obtener el coste real, el resultado debe multiplicarse por el nmero de carcasas que se tengan.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 141

    Para hallar el factor de presin se tiene en cuenta la presin del lado de la carcasa, siendo la correspondiente a la corriente de cola, por ser el fluido limpio y de menor valor econmico [20]. Dicho factor resulta la unidad en los casos que la presin de la carcasa sea menor de 100 psig, ya que no es aplicable la ecuacin [A14]. El factor del material es el resultado de aplicar la frmula [A15] para carcasa y tubo construidos de acero inoxidable. Por otro lado, se toma como longitud tpica de tubo 16 ft, correspondindole un factor de longitud de 1,05. Obtenido el coste de fabricacin, para tener en cuenta la instalacin en la expresin [A7] se tiene como factor de mdulo desnudo 3,17, valor dado para intercambiadores de carcasa y tubo independientemente de la funcin realizada.

    VI. Bomba En primer lugar, se debe identificar el tipo de bomba a usar para esta aplicacin. Segn bibliografa, es la bomba tipo centrfuga la primera a considerar segn los siguientes aspectos:

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

    Quedando todos los parmetros a evaluar dentro del rango, la bomba a instalar en los sistemas a estudiar es de tipo centrfuga. Para determinar el coste de este equipo, se hace distincin entre el cuerpo de la bomba y el motor elctrico, teniendo para cada parte la correlacin adecuada. Cuerpo de la bomba El coste de fabricacin para esta parte de la bomba viene dado por:

    BMTbof CFFC =... [A19] donde FT: factor segn el tipo de bomba usado FM: factor del material CB: coste base para el cuerpo de la bomba centrfuga, $ El coste base se relaciona con el factor de tamao a travs de la siguiente expresin:

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 142

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

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

    N de etapas

    Velocidad del eje, rpm

    Divisin de la carcasa

    Rango de caudal,

    gpm

    Rango de altura, ft

    Potencia mxima, Hp

    FT

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

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

    Tabla A 3. Factor FT segn el tipo de bomba

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

    BTbof CFC =... [A22] donde FT: factor segn el tipo de motor usado CB: coste base para el motor elctrico, $ En primer lugar, el coste base para el motor elctrico viene dado por la siguiente ecuacin:

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 143

    ( )[ ] ( )[ ]( )[ ] ( )[ ] }4C3C

    2CCB

    Pln0,0035549Pln0,028628

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

    +

    ++= [A23]

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

    M

    BC

    PP

    = [A24]

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

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

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

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

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

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 144

    Descrito el procedimiento de clculo de la inversin en capital relacionada con los equipos, se pasa a la actualizacin de los resultados obtenidos, ya que las correlaciones usadas vienen referenciadas al ao 2000.

    Correccin de los costes de inversin por inflacin Los costes de inversin de los equipos involucrados en cada configuracin se deben actualizar al ao en cuestin. Sin embargo, el valor ms actual encontrado en bibliografa para el CEPCI ha sido para Enero de 2012, resultando ser de 593,1 [22]. La actualizacin del coste en base a la inflacin se realiza a travs de la siguiente expresin:

    =

    referencia

    actualiaBMreferencactual BM CEPCI

    CEPCICC [A26]

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

    A.1.2. Otros costes de inversin

    Obtenido el sumatorio de los costes desnudos de inversin de los equipos, CTBM, se estiman el resto de costes involucrados en la implantacin de un proyecto para hallar el coste total de inversin. En primer lugar, se tiene el coste de preparacin y acondicionamiento del terreno, Csite, el cual incluye levantamientos topogrficos, extraccin de agua y drenaje, desbroce del terreno, excavacin, cercado, as como la construccin de carreteras y acerado, o lneas de alcantarillado e instalaciones de proteccin contra incendios. Suponiendo que la etapa de deshidratacin del etanol va a ser integrada en un complejo ya existente, este coste equivale al 5% del CTBM para instalaciones que son aadidas. La suma del total del coste desnudo y el acondicionamiento del terreno, proporciona el total de inversin directa, CDPI. Por otro lado, es necesario aadir un 18% del total de inversin directa destinado a contingencias, Ccont. Este porcentaje cubre improvistos que pudieran surgir durante la construccin de la planta. Al sumar a este coste el total de inversin directa, se obtiene el capital depreciable, CTDC. Cabe recordar que la depreciacin es la reduccin del valor de un activo debido a su uso, por este motivo el capital depreciable hace referencia al gasto que produce la utilizacin de un activo. Queda excluido de este concepto el coste del terreno, Cland, ya que se considera que este activo no se desgasta por su uso. Para la estimacin de este coste, se considera un 2% del capital depreciable.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 145

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

    85,0

    05,118,114,1 TBMTCI

    CC

    = [A27]

    Por ltimo, a modo de resumen, se presenta la tabla A5 donde se recogen todos los parmetros definidos anteriormente, as como la relacin que guardan entre ellos.

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

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

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

    1)1(

    )1(

    ++=

    n

    n

    TCI i

    iiCA [A28]

    donde CTCI: total del capital de inversin, $ i: coste de oportunidad del capital, /1 n: vida de la planta Con la expresin anterior, se obtienen los resultados presentados en el Captulo 4. Metodologa para el capital de inversin, donde se ha supuesto un coste de oportunidad del capital del 15% y una vida de la planta de 15 aos.

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 146

    A.2. Costes de operacin

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

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

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

    ( ) ( )fSuS CbCEPCIaC ,, += [A29] donde a y b: coeficientes que dependen del servicio CEPCI: Chemical Engineering Plant Cost Index

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

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

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

    donde

    m& : flujo msico de vapor necesario, skg

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

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

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

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

    m& : flujo msico de vapor necesario, skg

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 147

    hfg : entalpa de vaporizacin del, kgKJ

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

    0,0361 kWh , que equivale a 13,14 GJ

    $ [24].

    Sustituyendo todos los parmetros en la expresin [A29], se obtiene el coste del servicio

    en kg$ .

    II. Agua de refrigeracin

    La constante a a introducir en la correlacin [A29], se obtiene a partir de la siguiente expresin para el agua de refrigeracin:

    15100,30001,0 += qa [A33] donde

    q: flujo volumtrico de agua, sm3

    El caudal de agua debe estar entre 0,01 y 10 sm3 para usar la ecuacin [A33].

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

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

    TcmQ p = & [A34] donde Q: calor retirado por el equipo, kW

    m& : flujo msico de agua, skg

    cp: calor especfico del agua, CkgKJ

    T: incremento de temperatura del agua de servicio

  • Evaluacin econmica de la separacin mediante destilacin de soluciones acuosas diluidas en etanol

    ANEXO A. CLCULO DE COSTES 148

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

    termodinmica para el calor especfico es 4,18 kgCKJ . Por otro lado, como se

    coment en el diseo del condensador, el agua sufre un incremento de temperatura de 17 C, de tal manera que se tienen todos los parmetros necesarios para obtener el coste

    de este servicio en 3$ m, suponiendo la densidad del agua como 1.000 3m

    kg .

    III. Electricidad

    La expresin que permite obtener el coste de consumo elctrico, nuevamente se corresponde con la correlacin [A29]. Sin embargo, en este caso, los coeficientes a y b son constantes de valor 4103,1 y 0,01, respectivamente.

    Teniendo el precio del gas natural, se obtiene el coste de electricidad en kWh$ .

    Hallados los costes especficos de los servicios, es necesario anualizarlos para el anlisis econmico. A partir de los flujos msico y volumtrico, para vapor y agua de refrigeracin, respectivamente, y el consumo elctrico de la bomba, suponiendo 340 das de operacin al ao, se obtiene el valor del coste de los servicios anualizado. Finalmente, la curva de costes totales, representada para cada alternativa en el Captulo 4. Metodologa, se obtiene sumando el capital total de inversin y los costes de operacin, ambos anualizados.

Recommended

View more >