1.10. ANEXOS A LA MEMORIA

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1.10. ANEXOS A LA MEMORIA

1.10.1. Extracción del azucar de la remolacha por difusión en agua

1.10.1.1. Balance de materia

• Materia seca de la remolacha: 23,60 % s/r

• Azúcar en la remolacha: 16,30 % s/r

• No-azúcar insoluble (marco): 4,70 % s/r

• No-azúcar soluble: 2,40 % s/r

• Materia seca en coseta agotada: 7,50 % s/r

• Materia seca en pulpa prensada: 18,00 % s/r

• Pérdidas de azúcar en difusión con

una extracción prefijada de 120 Kg % s/r: 0,20 % s/r

Supuesta una difusibidad igual para e1 azúcar que para las otras materias solubles, la pureza del jugo de difusión sería:

Q = 16,3 / (16,3 + 2,4) = 87,16 %

Teniendo en cuenta la mayor difusibidad del azúcar, se acepta como valor de la pureza del jugo un entero más que el obtenido en el supuesto anterior, con lo que tendremos:

Pureza del jugo: Q = 88'16 %

De la difusión saldrán, por cada 100 Kg de remolacha, 120 Kg de jugo conteniendo 16,1 Kg de azúcar y 16,1/0,8816 = 18,26 Kg de materia seca.

Definimos el Brix (Bx), como el peso de materia seca en 100 Kg de solución; y la Polarización (Pol), como el peso de azúcar en 100 Kg de solución. La pureza será el cociente entre el peso de azúcar y el de materia seca (pureza real), o bien el cociente entre la polarización y el brix (pureza aparente).

E1 balance global de materia seca para el conjunto difusión y prensado de pulpa será:

Coseta + Agua fresca = Jugo + Pulpa prensada

Suponiendo que el agua fresca no tiene sólidos en suspensión, tendremos los siguientes valores para la pulpa prensada, que tiene un 18% de materia seca, es decir, 18° de Brix si la consideramos una solución.

• Materia seca en pulpa prensada = 23,6 – 18,26 = 5,34 % s/r

• Azúcar en pulpa prensada = 16,3 – 16,1 = 0,2 % s/r

• No-azúcar en pulpa prensada = 5,34 – 0,2 = 5,14 % s/r

• Caudal en pulpa prensada = 5,34 · 100/18 = 29,67 % s/r

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E1 caudal de agua fresca necesaria para la difusión será:

120,00 + 29,67 – 100,00 = 49,67 Kg % s/r

La polarización del agua de prensas, que tomamos igual a la de la pulpa prensada, será:

100,00 · 0,20/29,67 = 0,67

La pureza del agua de prensas, supuesta igual difusibidad para el azúcar y el no-azúcar soluble, será:

Q = 0,2 / (5,34 – 4,7) ·100 = 31,25 % El Brix del agua de prensas será:

0,67/31,25 · 100 = 2,14 %

En el prensado, el balance de materia es:

Pulpa agotada = Pulpa prensada + Agua de prensas de donde:

s/r

% Kg 79 , 2,14 87 - 7,5

2,14 - 26,67 18 Q

Bx - Bx

Bx - Q Bx

Q

agotada Pulpa

prensada Agua agotada

Pulpa

prensada Agua prensada

Pulpa prensada

Pulpa agotada

Pulpa

=

•

=

•

=

E1 caudal de agua de prensas a recuperar será el siguiente:

87,79 – 29,67 = 58,12 Kg % s/r

La materia seca que encontramos en el agua de prensas es:

58,12 · 2,14/100 = 1,24 Kg % s/r

Así, el azúcar del agua de prensas que intentamos recuperar es:

58,12 · 0,67/100 = 0,39 Kg % s/r

Ordenando los valores obtenidos y deduciendo el resto, obtenemos:

M.S. Azúcar No-az. Caudal Bx. Pol. Riqueza Coseta 23,6 16,3 7,1 100

Jugo depurado 18,26 16,1 2,16 120 15,22 13,42 88,16 Pulpa prensada 5,34 0,2 5,14 29,67 18 0,67 -- Agua de prensas 1,24 0,39 0,85 58,12 2,14 0,67 31,25

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Pulpa agotada 6,58 0,59 5,99 87,79 7,5 0,67 -- Agua fresca -- -- -- 49,67 -- -- -- Jugo de difusión 18,26 16,1 2,16 397,78 4,59 4,05 88,24 Jugo recirculado 18,26 16,1 2,16 277,78 4,59 4,05 88,24

Una porción del jugo que sale del difusor se recircula al escaldador en función de las necesidades de calentamiento de la coseta.

La cantidad de jugo que se recircula es siempre la misma, pero éste se va renovando. A depuración se envían 120 Kg % s/r.

1.10.1.2. Balance de energía

La temperatura ideal de trabajo en e1 difusor es de 70-75 °C. Para conseguir mantener esta temperatura lleva zonas de calentamiento con entradas de vapor en cada una de ellas. En cada entrada se montará una válvula automática que se accionará según la temperatura de la zona correspondiente.

Antes de entrar en el difusor se realiza un escaldado de la coseta, que suponemos a 20 °C, en el escaldador, gracias a las calorías que le cede el jugo recirculado que ha sido recalentado previamente hasta 88

°C.

Los calores específicos de la coseta y del jugo son 0,9 Kcal/Kg

°C. La mezcla coseta-jugo recirculado que sale del escaldador y va al difusor estará a 70 ºC.

E1 jugo de difusión sale del difusor hacia el departamento de recirculación a una temperatura de 75 ºC.

Por el extremo superior del difusor entra agua fresca a 50 °C, pudiendo fijarse la temperatura de salida de la pulpa agotada en 60 °C.

Fijando estas temperaturas en las corrientes de entrada y salida del difusor conseguimos afectar 1o menos posible al. mantenimiento de la temperatura adecuada constante en el difusor, y que debe estar siempre en e1 intervalo de 70 a 75 ºC.

La pulpa agotada se prensa, y el agua de prensas, que sale a unos 550 ºC, se calienta hasta 80 ºC y se introduce en el difusor.

En resumen, necesitamos vapor para mantener la temperatura en el difusor entre 70 y 75 °C, para calentar el jugo recirculado de 75 a 80 ºC.

Admitimos en el difusor unas pérdidas por radiación y convección de 100 Kcal/m²·h, equivalente a 0,20 Kcal/m² s/r.

Con todas las corrientes de las temperaturas fijadas, el diagrama del sistema de difusión quedaría así:

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En primer lugar, vamos a calcular la cantidad de jugo de difusión que es necesario recircular para calentar las cosetas en el escaldador.

El calor que necesita 1a coseta será:

Q = 100,00 · 0,90 · (70 – 20) = 4.500 Kcal % s/r entonces, la cantidad de jugo necesaria:

4.500 = m · 0,90 · (88 – 70);

m = 277,78 Kg % s/r

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Por tanto, para calentar la coseta debemos recircular 277,78 Kg % s/r de jugo y calentarlo hasta 88 °C. Como la extracción que se realiza en el difusor es de 120, del difusor saldrán 297,78 Kg % s/r, de los que 120 Kg % s/r pasarán al departamento de depuración y e1 resto se recircularán, lo que supone un 69,8 %.

Nosotros utilizamos dos difusores, recibiendo uno de ellos el 60

%, y el otro e1 40 % del jugo y 1a coseta que entran a difusión. De todas formas, realizaremos el cálculo suponiendo un sólo difusor que recibe la mezcla jugo-coseta en su totalidad.

Con las consideraciones anteriores, podemos establecer el siguiente balance de calor en el difusor:

Calor entrante

• En coseta:

Q = 100,00 · 0,90 · 70 = 6.300 Kcal % s/r

• En jugo recirculado:

Q = 277,78 · 0,90 · 70 = 15.500,14 Kcal % s/r

• En agua de prensas:

Q = 58,12 · 1 · 80 = 4,649,6 Kcal % s/r

• En agua fresca:

Q = 49,67 · 1 · 50 = 2.483,5 Kcal % s/r Calor entrante total: 30.933,24 Kcal % s/r Calor saliente:

• En jugo de difusión a depuración:

Q = 120,00 · 0,90 · 75 = 8.100 Kcal % s/r

• En jugo de difusión a recirculación:

Q = 277,78 · 0,90 · 75 = 18.750,15 Kcal. % s/r

• En pulpa agotada:

Q = 87,79 · 0,90 · 60 = 5.530,77 Kcal. % s/r

• En pérdidas:

Q = 0,20 Kcal/m² · 892 m² = 178,40 Kcal. % s/r Calor saliente total: 32.554,32 Kcal. % s/r

Según el balance, la cantidad de calor que tendremos que suministrar a los difusores será de 1.626,08 Kcal. % s/r.

Superficie total de los difusores: 892 m².

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A continuación, vamos a realizar el balance de calor al escaldador:

Calor entrante:

• En coseta a 20°C:

Q = 100 · 0,90 · 20 = 1.800 Kcal % s/r

Q = 277,78 · 0,90 · 88 = 22.000,18 Kcal % s/r Calor entrante total: 23.800,18 Kcal % s/r Calor saliente:

• En coseta a 70 °C:

Q = 100 · 0,90 · 70 = 6.300 Kcal % s/r

Q = 277,78 · 0,90 · 70 = 17.500,18 Kcal % s/r Calor saliente total: 23.800,18 Kcal % s/r

Además de en los difusores, debemos suministrar calor en otros dos puntos:

Calor necesario para calentar el agua de prensas:

Q = 58,12 · 1 · (80 – 55) = 1.453 Kcal. % s/r Calor necesario para calentar el jugo recirculado:

Q = 277,78 · 0,90 · (88 – 75) = 3.250,03 Kcal % s/r

Estas calefacciones necesarias se harán mediante un vapor de 100

°C, al menos, que vendrá del 4° efecto de la evaporación.

1.10.2. Depuración del jugo de difusión

1.10.2.1. Horno de cal

1.10.2.1.1. Balance de materia

Vamos a realizar los cálculos refiriéndolos a 100 Kg de piedra caliza.

La composición del coke a emplear la fijamos en un 86 % de carbono, 13 % de cenizas y un 1 % de humedad; con una potencia calorífica de 6.820 Kcal/Kg.

La piedra caliza tendrá un 98 % de CaC03 y un 2 % de incocidos. Se van a emplear 9 Kg de coke % s/p y un exceso de

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aire sobre el teórico de un 20 %. La combustión de 1 Kg de coke puro y seco exige un mínimo de 11,5 Kg de aire; por lo tanto, como el coke tiene un 86 % de carbono, tendremos que utilizar 106,81 Kg de aire.

En el horno entran, por cada 100 Kg de piedra caliza:

• CaC03: 98 Kg

• Incocidos: 2 Kg

• Coke: 7,74 Kg

• Agua: 0,09 Kg

• Cenizas: 1,17 Kg

• Oxígeno: 106,81 · 21/100 = 22,43 Kg

• Nitrógeno: 106,81 · 81,78/100 = 83,31 Kg

• Vapor de agua

(del aire): 106,81 · 0,5/100 = 0,53 Kg

Total: 215,27 Kg

Del horno salen, por cada 100 Kg de piedra caliza:

• Ca0: 56 · 98/100 = 54,88 Kg

• C02:

(44· 98/100) + (7,74 · 44/12) = 71,50 Kg

• Oxígeno: 1,79 Kg

• Nitrógeno: 83,31 Kg

• Vapor de agua: 3,17 Kg

• Incocidos: 2 Kg

Total: 215,27 Kg

A 20 ºC y a presión atmosférica, el C02 pesa 1,97 Kg/m³, el 02 1,33 Kg/m³ y e1 N2 1,25 Kg/m³. Por tanto, podemos calcular el volumen de gas que se extrae del horno por la disociación de 100 Kg de piedra caliza.

- 1,79 Kg de 02 ocupan un volumen de 1,35 m³. - 71,50 Kg de C02 ocupan un volumen de 36,29 m³. - 83,31 Kg de N2 ocupan un volumen de 56,65 m³.

E1 volumen total de gas que sale del horno será de 104,29 m³, y la riqueza del gas ó % de C02 en volumen será del 34,84

%.

1.10.2.1.2. Balance de energía

Como hemos visto anteriormente, el horno de cal se divide en tres zonas: zona de calentamiento, zona de combustión y zona de enfriamiento.

Las temperaturas necesarias para la disociación de la piedra caliza se alcanzan únicamente en la zona de combustión, donde es de 900 a 1.250 °C.

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La mezcla caliza-coke entra en el horno a 10 °C y se encuentra con el gas que sale a 400 °C.

Así mismo, e1 aire entra por las rejillas de extracción a 10

°C y la cal sale a 200 °C.

E1 balance de energía del horno será:

Calorías aportadas:

• Por la mezcla piedra-coke:

Q = 109,00 · 0,20 · 10 = 218 Kcal.

• Por el aire seco:

Q = 106,81 · 0,24 · 10 = 254,21 Kcal.

• Por el vapor de agua del aire:

Q = 0,53 Kg · 601,6 Kca1/Kg = 318,85 Kcal

• Por combustión del coke:

Q = 9 Kg · 6.820 Kcal/Kg = 61.380 Kcal Calorías aportadas totales: 62.171,06 Kcal.

Calorías absorbidas:

• Por la cal o incocidos:

Q = 58,05 · 0,2 · 200 = 2.322 Kcal.

• Por gases secos:

Q = 156,60 · 0,25 · 400 = 15.660 Kcal.

• Por vapor de agua:

Q = 0,62 Kg · 748 Kcal/Kg = 463,76 Kcal.

• Por disociación del CaC03:

Q = 98 Kg · 435 Kcal/Kg = 42.630 Kcal.

Calorías aportadas totales: 61.075,76 Kcal

• Pérdidas por radiación y convección en el horno:

Q = 62.171,06 - 61.075,76 = 1.095,30 Kcal.

1.10.2.1.3. Aislamiento de los hornos de cal

Hemos calculado que las pérdidas por radiación y convección son de 1.095,30 Kcal % s/piedra.

Entonces las pérdidas en Kcal./h en cada horno serían de:

Q = 1.095,30 Kcal % s/p · 3.280 Kg/h · 1/100 = 35.925,84 Kcal./h.

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Cada horno tendrá aproximadamente una superficie exterior de 165 m², con lo que las pérdidas de calor serán de 217,73 Kcal/h·m² en cada horno.

Para calcular el aislamiento vamos a adoptar las condiciones más desfavorables. Suponemos que la temperatura interior es la temperatura de la zona más caliente, 1.400 °C, y que las pérdidas sean de 217,73 Kcal/h·m² en toda 1a superficie del horno.

También suponemos 20 ºC para la temperatura ambiente exterior.

Determinamos la temperatura de la pared exterior del horno por la siguiente ecuación:

217,73 = Hr + HC = 4,92 · 10^-8 · 0,74 · (T14 + 20⁴) + 1,50 · (T14 – 20)^1,25 = 75,70 ºC.

Consideramos que el horno es de diámetro infinito para tener la misma superficie de transmisión en el interior que en el exterior. Emplearemos una capa de ladrillo refractario tipo CeCa de conductibidad 0,14 Kcal/h·m²·ºC, otra de ladrillo CeCa de 0,09 Kcal/h·m²·ºC, y una tercera, que se dispondrá entre la capa anterior y la chapa metálica exterior de arena y de conductibidad 0,05 Kcal/h·m²·ºC.

Tomando espesores de 21, 31,5 y 10,5 cm respectivamente, tenemos una transmisión de calor de 217,73 Kcal/h·m² que es la considerada.

En resumen, e1 horno llevará una pared de 21,0 cm de ladrillo refractario tipo CeCa; otra capa de 31,5 cm. de ladrillo tipo CeCa y un relleno de 10,5 cm. de arena entre esta y la chapa del horno.

1.10.2.2. Proceso de depuración 1.10.2.2.1. Balance de materia

En primer lugar, vamos a realizar un balance global a toda la depuración.

CaO CO2

Jugo de Jugo depurado

difusión

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Agua de Espumas lavado

Jugo de difusión + Ca0 + C02 +Agua lavado Æ Jugo depurado + Espumas

E1 jugo precarbonatado ha de tener un pH del orden de 9, lo que equivale a dejar de neutralizar en la precarbonatación 0,2

% s/r de la cal que tiene el jugo que entra en el precarbonatador.

E1 jugo carbonatado de 1ª ha de tener un pH del orden de 10,5, lo que representa un contenido de 0,10 % s/r de cal libre. E1 jugo de 2^ª carbonatación debe tener un pH alrededor de 11, lo que equivale a un contenido de 0,02 % s/r de cal libre.

Por tanto, en la precarbonatación, 1ª carbonatación y 2^ª carbonatación se deben neutralizar 0,46 % s/r de CaO, 1,07 % s/r de Ca0 y 0,18 % s/r de Ca0 respectivamente. Para ello, se necesitarán 0,36, 0,84 y 0,14 % s/r de C02.

1.10.2.2.1.1. Jugo depurado

Si suponemos un efecto de depuración del 32 % del no-azúcar del jugo de difusión y una pérdida de azúcar en la depuración de 0,08 % s/r, tendremos un jugo depurado con el 16,02 Kg % s/r y un 1,47 Kg. % s/r de no- azúcar, habiéndose eliminado 0,69 Kg % s/r.

1.10.2.2.1.2. Espumas

Las espumas tendrán el 0,08 % s/r de azúcar y el 3,76 % s/r de no-azúcar, resultante de sumar al CaC03

formado el no-azúcar eliminado en la depuración.

Fijando un 50 % de humedad en las espumas, tendremos un caudal de 7,68 % s/r E1 agua de lavado para las espumas será 5,76 % s/r.

1.10.2.2.1.3. Cuadro balance reducido

M.S. Az. No-az. Caudal Bx Pol Pureza

(% s/r) (% s/r) (% s/r) (% s/r)

Jugo de difusión 18,26 16,1 2,16 120 15,22 13,42 88,16

+ lechada de cal 1,73 -- 1,73 9,76 -- -- - -

+ C02 1,34 -- 1,34 1,34 -- -- - -

+ Agua de lavado -- -- -- 5,75 -- -- - -

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- Espumas 3,84 0,08 3,76 7,68 50 1,04 2,08

Jugo depurado 17,49 16,02 1,47 129,18 13,54 12,4 91,58

1.10.2.2.1.4. Jugo turbio de 1ª carbonatación sin reciclaje de lodos del decantador

Tendremos el siguiente balance de materia:

Preencalado Precarbonatación Y 1ª carbonatación

Jugo de Jugo

difusión decantado

Encalado Lodos masivo

En el caso que no se haga reciclaje de parte de los lodos obtenidos en el decantador, tendríamos el siguiente jugo turbio:

M.S. Az. No-az. Caudal Bx Pol Pureza

(% s/r) (% s/r) (% s/r) (% s/r)

Jugo de difusión 18,26 16,1 2,16 120 15,22 13,42 88,16

lechada en preencalado 0,66 -- 0,66 3,72 -- -- -- CO 2 en precarbonatación 0,36 -- 0,36 0,36 -- -- -- lechada en encalado 0,97 -- 0,97 5,47 -- -- -- C02 en 1ª carbonatación 0,84 -- 0,84 0,84 -- -- -- Jugo turbio de

1ª carbonatación 21,09 16,1 2,16 4,99 130,39 12,35 76,38

La materia sólida en suspensión en el jugo turbio de 1ª carbonatación sin reciclaje, supuesta una precipitación con el CaCO del 90 % del no-azúcar total eliminado será:

• No-azúcar eliminado: 0,62 % s/r

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• CaO: 1,63 % s/r

• C02 : 1,20 % s/r

Total materia sólida: 3,45 % s/r El jugo decantado tendrá las siguientes características:

Bx = (21,09 – 3,45)/(130,39 – 3,45) = 13,9 Pol = 16,1/(130,39 – 3,45) = 12,68

1.10.2.2.1.5. Reciclaje de 1/3 de los lodos producidos en el decantador

Este reciclaje estará formado por 3,45/3 % s/r de materia sólida en suspensión y por jugo decantado, que tendrá el mismo Bx y 1a misma Pol que de no hacerse reciclaje; por tanto, tendrá 13,90 de Bx y 12,68 de Po1.

En el decantador se exige un rendimiento del jugo decantado del 80% del jugo turbio. Si llamamos Z a la cantidad de lodos reciclados, tendremos:

Jugo turbio/lodos = 100/20 = (130,39 + Z)/3Z Z = 9,31 % s/r

Por tanto, se reciclan 9,31 % s/r de lodos.

Entonces, las características técnicas de los lodos serán:

Bx lodos = (3,45/3 + (9,31 - 3,45/3) · 13,9)/9,31 = 24,54 Pol lodos = ((9,31 - 3,45/3) · 13,9)/9,31 = 11,11

1.10.2.2.1.6. Lodos de 2^ªcarbonatación

Supuesta en los filtros espesadores una relación entre el caudal de jugo filtrado, que es ya el totalmente depurado, y el de lodos del 3,30 %, tendremos un caudal de lodos de 2ª carbonatación de:

129,18 · 3,3/100 = 4,26 % s/r

Los lodos estarán formados por jugo depurado y por la materia sólida correspondiente a las impurezas eliminadas, al Ca0 y al C02 añadido.

La materia sólida en suspensión en el jugo turbio de la 2ª carbonatación, suponiendo una coprecipitación con el CaC03 del 10 % del no-azúcar total eliminado, será:

• Materia seca en lodos de 2ª:

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0,69 · 0,1 + 0,1 + 0,14 + (4,26 – 0,309) • 13,54/100 = 0,84

% s/r

• Azúcar en lodos de 2^ª:

(4,26 – 0,309) · 12,4/100 = 0,49 % s/r

1.10.2.2.1.7. Balance general de la depuración

Con los datos anteriores, resulta el balance general de depuración que se expone en las páginas siguientes:

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1.10.2.2.2. Balance de energía

La buena marcha de la depuración hace necesario que los distintos jugos azucarados tengan una temperatura apropiada en las diferentes fases de la depuración.

Se consideran como temperaturas convenientes:

• Precarbonatación: 80 °C.

• 1ª carbonatación: 86 °C.

• Decantación: 90 ºC.

• 2^ªcarbonatación: 97 °C.

Entre calentamiento y calentamiento suponemos que el jugo pierde 3 °C de temperatura por adiciones de lechada, C02, agua de lavado y pérdidas por radiación. Por tanto, habrá que calentar el jugo mezclado desde 66 °C(esta temperatura es la resultante de mezclar el jugo de difusión que llega a 65 ºC con los lodos reciclados a 87 °C), hasta los 80 °C necesarios para una óptima precarbonatación. Habrá que calentar el jugo encalado desde 77 °C hasta 86 °C. Así mismo, el jugo turbio de la 1ª carbonatación desde 83 °C a 90 °C y el jugo claro decantado de la 1ª carbonatación desde 87 °C hasta 97 °C.

En la 1ª caja de evaporación fijaremos la temperatura del jugo en 130 °C, que es la máxima permisible para que no existan pérdidas por carbonatación del azúcar. Interesa que el jugo a evaporar entre en la 1ª caja de evaporación a la mayor temperatura posible con el fin de aumentar el coeficiente de transmisión de calor de este efecto y disminuir la superficie de calefacción necesaria.

Como calentamos con vapor de escape de 137 ºC, podremos calentar el jugo depurado hasta 120 ºC utilizando vapor del primer efecto de 130 ºC, y una vez que el jugo esté dentro del efecto añadimos algo más de vapor de escape para llevarlo hasta la temperatura de ebullición.

Como medio de calefacción para los distintos recalentamientos emplearemos vapor extraído del múltiple efecto de la evaporación, teniendo en cuenta la economía que supone el hacer la extracción lo más atrás posible.

1.10.2.2.2.1. Recalentadores de jugo

El aparato más utilizado para el calentamiento de jugos es el recalentador. Este está esencialmente formado por una cámara de vapor atravesa da por un haz tubular en el interior del cual circula el jugo a recalentar. Generalmente, este haz tubular es vertical.

Para un buen funcionamiento será preciso que evacuemos de una forma continua las aguas condensadas y los gases incondensables.

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En un recalentador, el jugo no hierve, aunque la ebullición es muy favorable para la transmisión de calor.

Para disminuir el costo inicial y e1 stock de repuestos, se proyecta utilizar un único tipo de calentador.

Conociendo las cantidades de calor que se han de transmitir en cada calentador y los coeficientes de transmisión, conocidos por experiencia, y fijada la superficie de calefacción, se determinan las diferencias de temperatura que han de existir como mínimo entre e1 vapor y el jugo.

E1 cuadro adjunto recoge todos los datos de los recalentadores: para el calentamiento de jugos es el recalentador.

Éste está esencialmente formado por una cámara de vapor atravesa da por un haz tubular en el interior del cual circula el jugo a recalentar. Generalmente, este haz tubular es vertical.

Para un buen funcionamiento será preciso que evacuemos de una forma continua las aguas condensadas y los gases incondensables.

En un recalentador, el jugo no hierve, aunque la ebullición es muy favorable para la transmisión de calor.

Para disminuir el costo inicial y el stock de repuestos, se proyecta utilizar un único tipo de calentador.

Conociendo las cantidades de calor que se han de transmitir en cada calentador y los coeficientes de transmisión, conocidos por experiencia, y fijada la superficie de calefacción, se determinan las diferencias de temperatura que han de existir como mínimo entre el vapor y e1 jugo.

El cuadro adjunto recoge todos los datos de los recalentadores:

(19)

(20)

(21)

1.10.3. Evaporación del jugo por múltiple efecto

1.10.3.1. Extracciones de vapor

Para determinar las extracciones de vapor realizadas partimos de unas temperaturas aproximadas de vapor saturado en cada efecto de 130, 124, 112 y 100 °C. Las variaciones moderadas de estas temperaturas no influyen apreciablemente en las cantidades de vapor extraídas debido a que la entalpía del vapor y de los condensados son prácticamente las mismas aunque sus temperaturas varíen en uno o dos grados.

Con estas temperaturas, las cantidades de vapor extraídas son las siguientes:

• Extracciones del 1° efecto:

- 2° recalentador de jugo antes de evaporación 129,09 Kg. % s/r 106 – 120 ºC

Calorías absorbidas por e1 jugo = 1.626,53 Kcal % s/r Temp. vapor: 130 °C

Temp. condensado: 129°C

Cantidad de vapor = 1.626,53/(649,3 – 129) = 3,13 Kg % s/r

- Necesitamos vapor para el secadero de azúcar en una cantidad que se estima en 1,05 Kg % s/r

- 1° recalentador de jugo antes de evaporación 129,09 Kg. % s/r 92 – 106 ºC

Calorías absorbidas por el jugo = 1.626,53 Kcal % s/r Temp. vapor: 124 °C

Temp. condensado: 122 °C

- Extraemos vapor para la calefacción de las tachas en una cantidad de 26,16 Kg. % s/r.

- Recalentador de jugo turbio de 2^ªcarbonatación 132,73 Kg % s/r 87 – 97 ºC

- Recalentador de agua de prensas I 58,12 Kg % s/r 55 – 70 °C

(22)

Calorías absorbidas por el jugo = 871,80 Kca1 % s/r Temp. vapor: 100 °C

Cantidad de vapor = 871,8/(638,9 – 92) = 1,59 Kg % s/r - Recalentador de agua de prensas II

58,12 Kg. % s/r 70 – 80 °C

Calorías absorbidas por el jugo = 581,2 Kcal % s/r Temp. vapor: 100 °C

Temp. condensado: 91°C

Cantidad de vapor = 581,2/(638,9 – 91) = 1,06 Kg % s/r - Recalentador de jugo recirculado

277,78 Kg % s/r 75 – 88 ºC

Calorías absorbidas por el jugo = 3250,03 Kcal % s/r Temp. vapor: 100 ºC

Temp. condensado: 91 ºC

- También se extrae vapor del 4° efecto para mantener la temperatura adecuada en los difusores. La cantidad de vapor que necesitamos se estima en 1.626,08/(638,9 – 91) = 2,97 Kg % s/r.

- Recalentador de jugo mezcla 129,31 Kg % s/r 66 – 80 ºC

Cantidad de vapor = 1.629,31/(638,9 – 92) = 2,98 Kg % s/r - Recalentador de jugo encalado

138,86 Kg. % s/r 76 – 86 ºC

Cantidad de vapor = 1.125,58/(638,9 – 96) = 2,3 Kg % s/r - Recalentador de jugo turbio de 1ª carbonatación

139,7 Kg % s/r 83 – 90 ºC

Calorías absorbidas por el jugo = 880,11 Kcal % s/r Temp. vapor: 100 °C

Cantidad de vapor = 880,11/(638,9 – 97) = 1,62 Kg % s/r Las extracciones de cada efecto son las siguientes:

- Del 1º efecto: 3,13 Kg % s/r - Del 2º efecto: 4,15 Kg % s/r - Del 3º efecto: 28,4 Kg % s/r - Del 4º efecto: 18,45 Kg % s/r

(23)

1.10.3.2. Balance de materia y energía

E1 caudal y brix del jugo antes de evaporación es 122,47 Kg % s/r y 13,48. Se pretende diseñar la instalación para conseguir un jarabe de 68 Brix aproximadamente. Por lo tanto, el caudal de jarabe será de 24,28 Kg % s/r.

La cantidad de agua a evaporar será: 122,47 – 24,28 = 98,19 Kg.

% s/r.

A partir de este dato se dimensionará la instalación.

Como hemos visto anteriormente, e1 jugo debe entrar al primer efecto a 130 °C. Para llevarlo hasta esta temperatura utilizamos vapor vivo, por lo que vamos a calentarlo dentro de la 1ª caja de evaporación.

Para esto, introduciremos una cantidad adicional de vapor vivo que será la necesaria para calentar 122,47 Kg % s/r de jugo que entra a evaporar desde 120 a 130 °C.

V = 122,47 · 0,9 · (130 – 120)/(651,5 – 137) = 2,14 Kg % s/r Las adiciones de vapor por expansionamientos de las aguas condensadas que se realizan de la forma descrita antes, serán:

Al 3º efecto: X1

Al 4º efecto: X2

Al 4º efecto: X3

Sea V el vapor condensado en el 1° efecto, y E1, E2, E3 y E4 las cantidades de vapor producidas en los distintos efectos.

En un cálculo previo podemos suponer que un kilo de vapor de un efecto evapora otro kilo en el efecto siguiente y tendremos por balance de materia y energía los siguientes valores aproximados:

E1 = 34, E2 = 32, E3 = 27, E4 = 5,19

Fijadas las temperaturas de cada cuerpo en 130, 124, 112 y 100

°C respectivamente y suponiendo las evaporaciones anteriores en cada efecto, tendremos las siguientes concentraciones a la salida de los distintos efectos:

Entrada 1º efecto; Brix: 13,48 Salida 1º efecto:

B1 = 13,48 · 122,47/(122,47 – 34) = 18,66 Salida 2º efecto:

B2 = 13,48 · 122,47/(122,47 – 34 – 32) = 29,23 Salida 3º efecto:

(24)

B3 = 13,48 · 122,47/(122,47 – 34 – 32 – 27) = 56,02 Salida 4º efecto:

B4 = 13,48 · 122,47/(122,47 – 34 – 32 – 27 – 5,19) = 68 Los Brix promedios en cada efecto son:

I II III IV Bx promedio: 16,07 24,15 42,63 62,01

Para plantear el balance de materia necesitaremos conocer las elevaciones del punto de ebullición del jugo en cada efecto.

En primer lugar, calcularemos las alturas de los tubos de las calandrias. Densidad del jugo con el brix promedio del 4º efecto: 1.298,3 Kg/m³. Consideramos la temperatura de salida del 4º efecto de 100 ºC. El

aumento del punto de ebullición debido a la concentración y a la presión del efecto es aproximadamente de 3 ºC. Por tanto, si e1 aumento se debiera sólo a la columna líquida, herviría a 100 + 3 = 103 °C. Esto es a una presión:

P = Po + ρgh P103 = P100 + ρgh P103 = 1,1489 Kg/cm² P100 = 1,0332 Kg/cm² h = 891,2 m

Como el nivel óptimo para la altura del jugo en los tubos es de 1/3 de la longitud de éstos tendremos que la altura de los tubos del 4º efecto será:

h = 2673,5 m

Si consideramos 200 mm. más por efecto tendremos:

I II III IV Longitud máxima: 3.275 3.075 2.875 2.675 Elevación del punto de ebullición

Bx promedio h tubos

(m.) Densigad

(Kg/m) Presión

(N/m²) Tª

I 16,07 3,275 1.063,5 269.931,2 130

II 24,15 3,075 1.099,6 224.880,6 124

III 42,63 2,875 1.189,9 153.056,4 112

IV 62,01 2,675 1.298,3 101.253,6 100

(25)

• Efecto I

P = 269.931,2 + 1.063,5 · 9,8 · 3,275/3 = 281.308,9 N/m², que equivale a 131,38 °C.

∆ pel = 0,5 + 131,38 – 130 = 1,88 ºC

• Efecto II

∆ pe2 = 0,5 + 125,48 – 124 = 1,98 ºC

• Efecto III

∆ pe3 = 0,5 + 114,09 – 112 = 2,59 ºC

• Efecto IV

P = 101.253,6 + 1.298,3 · 9,8 · 2,675/3 = 112.598,6 N/m², que equivale a 103 °C.

∆ pe4 = 0,5 + 103 – 100 = 3,5 ºC Escala de temperaturas corregidas:

∆ Pe T.jugo Caída real de Tª Vapor escape

(calefacción I) 137º 1º efecto T = 7

130º 1,88 131,88 5,12 2º efecto T = 6

124º 1,98 125,98 4,02 3º efecto T = 12

112º 2,59 114,59 9,41 4º efecto T = 12

100 º 3,50 103,50 8,50 Con estos datos podemos establecer unos balances de materia y energía más aproximados para determinar las cantidades de vapor de calefacción en el primer efecto, las producidas en cada uno de los cuerpos y las procedentes de las expansiones de aguas condensadas.

Las ecuaciones son:

1) V · (651,5 – 137) + 122,47 · 120,23 = E1 · 649,3 + (122,47 – E1)

·118,1;

2) (E1 – 3,13) · (649,3 – 130) + (122,47 – E1) · 118,1 =

= E2 · 647,4 + (122,47 – E1 – E2) · 105,36;

(26)

3) (E2 – 4,15) · (647,4 – 123) + (122,47 – E1 – E2) · 105,36 =

= E3 · 643,2 + (122,47 – E1 – E2 – E3) · 78,64;

4) (E3 – 28,4 + X1) · (643,2 – 111) + (122,47 – E1 – E2 – E3) · 78,64 =

= E4 · 638,9 + (122,47 – E1 – E2 – E3 – E4) · 64,09;

5) E4 + X2 + X3 = 18,45;

6) (V + 2,14) · 137 + (E1 – 3,13) · 130 =

= (V + 2,14 + E1 – 3,13) · 112 + Xl · (643,2 – 112);

7) (V + 2,14 + E1 – 3,13 – X1) · 112 =

= (V + 2,14 + E1 – 3,13 – X1) · 100 + X2 · (638,9 – 100);

8) (E2 – 4,15) · 123 + (E3 – 28,4 + X1 ) · 111 + 3,13 · 129 + 3,1 · 122 +

+ 26,16 · 106 + 2,24 · 109 = (E2 – 4,15 + E3 – 28,4 + Xl + 3,13 + 3,1 + 26,16 + 2,24) · 100 + X3 · (6389 – 100);

9) E1 + E2 + E3 + E4 = 98,19;

Resolviendo este sistema se obtienen los siguientes valores:

V = Vapor de escape para la evaporación y para calentar el jugo de

120 a 130 °C = 37,0878 Kg % s/r

El = 34,3374 Kg % s/r

E2 = 31,9697 Kg % s/r

E3 = 28,4980 Kg % s/r

E4 = 3,3880 Kg % s/r

Xl = 2,8034 Kg % s/r

X2 = 1,4597 Kg % s/r

X3 = 1,8697 Kg % s/r

A continuación, se deberán recalcular estos valores para conseguir mejores resultados.

Si repetimos de nuevo todo el proceso:

Bx promedio: 16,11 24,06 44,53 63,83

A estos bx promedio le corresponden los siguientes incrementos en los puntos de ebullición de los jugos:

∆pe: 1,87 2,04 2,69 3,5

Con estos datos, la escala de temperaturas corregidas sería:

∆pe T. jugo Caída real de Tª

(27)

Vapor escape 137º

1° cuerpo 130º 1,87 131,87 5,13

2° cuerpo 124º 2,04 126,04 3,96

3° cuerpo 112º 2,69 114,69 9,31

4° cuerpo 100º 3,50 103,50 8,50

Después de plantear y resolver las ecuaciones del mismo modo que en el primer cálculo, obtenemos los resultados:

V = 36,7258 Kg % s/r E1 = 33,9971 Kg % s/r E2 = 31,1761 Kg % s/r E3 = 29,2056 Kg % s/r E4 = 3,8112 Kg % s/r Xl = 2,7744 Kg % s/r X2 = 1,4445 Kg % s/r X3 = 1,8495 Kg % s/r

Con estos nuevos valores, volvemos a realizar otro tanteo para conseguir unos resultados más cercanos a la realidad.

Comenzamos con el cálculo de los brix a la salida de los evaporadores y con los brix promedio en el interior de los mismos:

Bx promedio: 16,07 23,73 43,79 63,38

A estos brix promedio le corresponden los siguientes incrementos en los puntos de ebullición de los jugos:

∆pe: 1,85 2,04 2,63 3,5

A partir de estos valores se construye una nueva tabla de temperaturas corregidas:

∆pe T. jugo Caída real de Tª Vapor escape 137º

1° cuerpo 130º 1,85 131,85 5,15

2° cuerpo 124º 2,04 126,04 3,96

3° cuerpo 112º 2,6 114,63 9,37

4° cuerpo 100º 3,5 103,5 8,5

Una vez resueltas las ecuaciones tendremos:

(28)

V = 37,0681 Kg % s/r E1 = 34,3217 Kg % s/r E2 = 31,9148 Kg % s/r E3 = 28,5739 Kg % s/r E4 = 3,3825 Kg % s/r Xl = 2,8017 Kg % s/r X2 = 1,4589 Kg % s/r X3 = 1,8686 Kg % s/r

Con estos valores se ha confeccionado el esquema de trabajo en evaporación que figura en el plano 6/10.

1.10.3.3. Cálculo de las superficies de calefacción

Para calcular las superficies de calefacción nos basamos en la siguiente expresión:

Q = U · S · ∆t

En el trabajo de evaporación se define un coeficiente de evaporación específico real o C.E.E.R., que incluye la temperatura real del jugo en el tubo. Estos C.E.E.R. se calculan mediante la siguiente expresión:

C = 0,001 · (100 – Bx) – (T – 54) Bx: Brix promedio.

T: Temperatura del vapor que calienta.

Los coeficientes calculados para nuestros evaporadores son:

Cl = 6,97 Kg/h · m² · ºC de caída real C2 = 5,80 Kg/h · m² · ºC de caída real C3 = 3,93 Kg/h · m² · ºC de caída real C4 = 2,12 Kg/h · m² · ºC de caída real También sabemos que U = C · Hvapor

Por tanto:

S = Q / U · ∆t = Mvapor / C · ∆t

A partir de esta fórmula calculamos los valores para las superficies de calefacción:

S1 = 1.992 m²; Tomamos 2.000 m² S2 = 2.895 m²; Tomamos 2.900 m². S3 = 1.627 m²; Tomamos 1.600 m². S4 = 391 m²; Tomamos 400 m².

(29)

En la práctica, se suelen instalar los tres primeros efectos iguales y un 4° efecto más pequeño. Nosotros vamos a optar por una instalación en la que los tres primeros evaporadores tengan una superficie de calefacción de 2.000 m² y el cuarto evaporador de 900 m².

Con estas nuevas superficies de calefacción se alterarán los equilibrios establecidos en cada evaporador y variarán las temperaturas de los vapores y los jugos que salen de cada evaporador. La variación en el equilibrio de un evaporador se compensa y equilibra con los evaporadores a los que está unidos. De todas formas estas variaciones son suficientemente pequeñas como para no afectar al régimen de trabajo diseñado para la evaporación.

Como hemos dicho antes, vamos a utilizar los mismos tubos de calandria para todos los efectos. Las distintas superficies necesarias se conseguirán variando el número de tubos de cada evaporador según la longitud de los tubos.

∆ Pe T.jugo Caída real de Tª Vapor escape 137º

1º efecto ∆T = 6,98º

130,02º 1,85 131,87 5,13 2º efecto ∆T = 7,77º

122,25º 2,04 124,29 5,73 3º efecto ∆T = 10,2

112,05º 2,63 114,68 7,57 4º efecto ∆T = 7,19º

104,86º 3,5 108,36 3,69 Esta es la tabla con las temperaturas corregidas para las nuevas superficies.

1.10.4. Cocción del jarabe

1.10.4.1. Balance de materia 1.10.4.1.1. Generalidades

Para realizar el balance de materia vamos a partir del final del proceso, es decir, de la melaza, y vamos a utilizar algunos datos de partida como los siguientes:

• Pureza del jarabe: 91,5517

• Azúcar blanca envasada: 14,2867

• Brix jugo ante-evaporación: 13,4790

• Pureza de la melaza: 53,7764

• Azúcar en melaza: 1,6433

(30)

Además, el balance se hace sobre la materia seca, azúcar y no-azúcar para tener mayor seguridad. Para los caudales de cada corriente se deja mayor libertad ya que son variables con las condiciones diarias de la remolacha y de la fábrica, si queremos obtener los rendimientos prefijados buscados.

De todas formas, vamos a fijar unos datos como los Brix de las masas cocidas y de otros productos, azúcar de 2ª, azúcar amarillo o azúcar de 3ª, y los refundidos de azúcar de 2ª y de 3ª, para poder realizar un balance global.

1.10.4.1.2. No-azúcar eliminado por el quentin

E1 no-azúcar de la miel que sale del Quentin es 1,3886.

E1 laboratorio da un análisis de 0,028 de Mg²⁺ en la miel Quentin.

Sea 0,028/1,3886 · 100 = 2,02 % de Mg²⁺ con relación al no-azúcar.

Se ha encontrado por otra parte que Na⁺ era el 12 % del K⁺ antes del Quentin. Así, se puede escribir:

K⁺/(2 · 39) + Na⁺/(2 · 23) = Mg²⁺/24 = 0,028/24 Reemplazando Na⁺ por 0,12 K⁺ y deduciendo:

K⁺/(2 · 39) + 0,12 · K⁺/(2 · 23) = 0,028/24 K⁺ = 0,0753

Na⁺= 0,0103

E1 no-azúcar anterior al Quentin era:

1,3886 + 0,0753 + 0,0103 – 0,0280 = 1,4462 E1 no-azúcar eliminado por e1 Quentin:

1,4462 – 1,3886 = 0,0576

1.10.4.1.3. Masa cocida de 3ª tacha.

E1 azúcar "amarillo" o azúcar de 3ª producido tendrá el siguiente análisis:

• Polarización: 92,1911

• Agua: 1,9749

• No-azúcar: 5,8340

La pureza sería: 92,1911/(92,1911 – 5,834) · 100 = 94,0485

(31)

Sea m la melaza y S3 el azúcar del 3^er jet. Se puede escribir para las purezas:

m · 53,7764 + S3 · 94'0485 = (m + S3) · 74,5208 Por otra parte: m = 1,6433 + 1,4125 = 3,0558 Se deduce que: S3 = 3,2462

La masa cocida del 3°- jet sería:

Azúcar No-azúcar Mat.seca Pureza

Melaza 1,6433 1,4125 3,0558 53,7764

Azúcar de 3ª 3,0530 0,1932 3,2462 94,0485 Masa cocida

de 3ª (MCIII) 4,6963 1,6057 6,3020 74,5208 Teniendo en cuenta el brix de la masa cocida (95,06), el peso teórico de masa cocida sería: 6,302/0,9506 = 6,6295 Kg % s/r.

Como llevamos esta cocción hasta una densidad de MCIII de 1,478 Kg/l, tendremos 4,51 l.

Esta densidad pequeña se explica por el hecho de que los aparatos se miden en caliente y que por tanto, la evolución del nivel no tiene excesivas garantías. Consideraremos un abatimiento de la densidad por la relación a la densidad teórica en el cálculo del 1^er y 2° jet del mismo orden que el encontrado para el 3^er jet.

Para preparar el estudio del afinado, descomponemos el azúcar amarillo en azúcar cristalizado y miel, siendo en esta miel donde se encuentra el no-azúcar. Se considera que la miel tiene la pureza de la melaza, ya que en la centrifugación de este producto no hay beneficiado ni separación de mieles.

Si llamamos E3 a esta miel, el azúcar contenido en E3 será:

0,1932 · 53,7764/(100 – 53,7764) = 0,2248 El azúcar de 3ª se puede escribir:

• Azúcar cristalizado: 3,0530 – 0,2248 = 2,8282

• E3

No-azúcar: 0,1932 Azúcar: 0,2248

(32)

1.10.4.1.4. Afinado del azúcar

El azúcar se afina con la miel del Quentin. El azúcar afinado saliendo de las turbinas tiene que cumplir el siguiente análisis:

Polarización: 91,7334 Agua: 4,1393

No-azúcar: 4,1273

Su pureza es: 91,7334/(917334 + 4,1273) · 100 = 95,6945 La masa cocida de empastado tiene un brix de 88,1996. Si llamamos "e" a las materias secas de la miel Quentin de empastado "q", se tiene:

88,1996 100

· 67,5

e · 100 4,1273 92,1911

· 100 3,2462

e

3,2462 =

+ + +

La pureza de la miel Quentin es 72,9893, la masa cocida de afinado será:

Azúcar 3ª 3,0530 0,1932 3,2462 94,0485

Miel de empastado

"q" 0,7386 0,7233 1,0119 72,9893 Masa cocida de

afinado: Ma 3,7916 0,4665 4,2781 89,0444

Si el afinado es hecho sin clarificación y también la turbinación es completa, la pureza de la miel de afinado sería la de la mezcla del recubrimiento del azúcar de 3ª y de la miel de empastado.

Azúcar No-azúcar Mat.seca Recubrimiento S3: 0,2488 0,1932 0,4180 Miel de empastado “q”: 0,7386 0,2733 1,0119 Suma: 0,9634 0,4665 1,4299

Ahora bien, la pureza de la miel de afinado es de 69,6608, lo que quiere decir que hay un poco de refundición "f", tal que:

(33)

1077 , 0 f 69,6608 100

f · 4299 , 1

f 0,9634

A A

A = ⇒ =

+ +

Esta refundición reduce el azúcar cristalizado preexistente en el azúcar de 3ª a afinado.

2,8282 – 0,1077 = 2,7205

Esto representa un 3,81 % de refundición.

E1 azúcar afinado, conteniendo 2,7205 de azúcar cristal y una miel madre de afinado de pureza 69,6608.

Como el azúcar afinado tiene una pureza de 95,6945 podemos determinar el valor de la miel madre tal que:

95,6945 100

E · 2,7205

100 69,6608 ·

E 2,7205

A

A =

+ +

E = 0,4499 Kg de materia seca en miel madre del afinado en % s/r.

Azúcar afinado

• Azúcar cristalizado: 2,7205

• Miel:

Azúcar: 0,4499 · 69,6608/100 = 0,3134 No-azúcar: 0,4499 – 0,3134 = 0,1365

Total: 3,1704

La definición de la masa cocida de afinado puede resumirse de la manera siguiente por los productos entrantes y los productos salientes:

Azúcar Azúcar en No-azúcar Mat.seca

Cristal solución Entradas:

Azúcar: 2,8282 0,2248 0,1932 3,2462

Miel empastado “q”: -- 0,7386 0,2733 1,0119

Salidas:

Azúcar afinado Sa: 2,7205 0,3134 0,1365 3,1704

Miel de afinado: -- 0,7577 0,33 1,0877

1.10.4.1.5. Componentes de la masa a cocción al 3^er jet

(34)

La masa a cocción de 3^er jet (MIII) está constituída por la miel Quentin que no se ha necesitado en el afinado, por la miel de afinado y por un complemento eventual de miel rica de 2ª (ERII) para ajustar la pureza.

Se ha visto anteriormente que la masa cocida de 3^er jet era:

MIII 4,6963 1,6057 6,3020 74,5208

-Ea 0,7577 0,3300 1,0877 69,6609

Diferencia 3,9386 1,2757 5,2143

Esta diferencia representa la suma de 1a miel del Quentin que no va al afinado Q + ERII (miel rica del 2° jet aportada al 3^er jet).

Sabiendo que Q tiene una pureza de 72,9893 y ERII de 85,1777, se puede escribir:

Q + ERII = 5,2143

Q · 72,9893/100 + ERII · 85,1777/100 = 3,9386 ERII = 1,0854 (parte de la ERII total)

Q = 4,1289

La definición completa del 3^er jet puede escribirse finalmente por las entradas y salidas.

Azúcar No-azúcar Mat.seca Entradas:

Ea: 0,7577 0,3300 1,0877 Q: 3,0136 1,1153 4,1289 ERII: 0,9250 0,1604 1,0854 Salidas:

S3: 3,0530 0,1932 3,2462 m: 1,6433 1,4125 3,0558 1.10.4.1.6. Miel pobre II (EPII) anterior al quentin

Se ha visto anteriormente que la miel Quentin se utiliza para el empastado artificial y el resto va directamente al 3^er jet. Las cantidades respectivas son las siguientes: