DISEÑO DEL SISTEMA DE SEPARACIÓN

Para la separación del sistema etanol, agua y sacarosa se eligió utilizar un sistema de destilación ya que se la consideró la operación óptima para llegar a la pureza deseada.

Operaciones como adsorción con tamices moleculares resultan, en algunos casos, muy costosos. Es por esto que se elige el proceso de destilación ya que, si bien conlleva generalmente una mayor inversión inicial, dependiendo del equilibrio, que la utilización de membranas o tamices moleculares, el costo operativo es menor y el control de la pureza es más eficaz de realizar dependiendo del resultado en el fermentador. Además, se elige la destilación extractiva explicada en el Capítulo 3 frente a la destilación al vacío ya que conlleva menores consumos energéticos.Por otro lado, para la realización de este análisis, se encuentra que el proceso de destilación se puede simular en herramientas computacionales como UniSim Design, mientras que no existe esta posibilidad para el proceso de separación por tamices moleculares.

Se debía definir el número y secuencia de operaciones de separación a llevar a cabo. Para ello, a partir de las corrientes obtenidas con los balances de masa en el Capítulo 5, se diseñó el esquema.

En una primera instancia se plantearon dos torres: la primera para obtener el etanol en su composición cercana a la azeotrópica por destilado, y una segunda torre extractiva donde, con ayuda de un solvente, se obtiene el etanol anhidro con 99% de pureza en masa. En la destilación azeotrópica, se asume que la sacarosa es un compuesto no volátil que se desecha junto al agua en el fondo de la primera torre. Además, no se ingresó el componente sacarosa en el paquete de datos termodinámicos ya que se asume que, al estar en poca proporción, no afecta la volatilidad del resto de las sustancias en la mezcla. El esquema es el siguiente:

Figura 6.1: esquema dos torres de destilación

Para alcanzar la pureza requerida en el etanol en el destilado de la segunda columna de la Figura 6.1 se requería una gran cantidad de solvente que luego sería desechado. Como esto conlleva un gran costo operativo, se descarta esta alternativa, y se plantea una tercera columna recuperadora de solvente, el cual se le ingresará a la segunda torre. Entonces el

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83 esquema será el siguiente: una primera columna para concentrar la solución alcohólica hasta un punto cercano al azeotrópico. En la segunda, conocida como deshidratadora, se alimenta un agente de separación (solvente) que permite obtener como producto de cabeza una corriente rica en etanol y como producto de fondo se obtiene una corriente rica en el solvente utilizado. La tercera columna, conocida como recuperadora, se alimenta con la corriente de fondo de la segunda columna para poder reciclar el solvente utilizado y reutilizarlo en la columna deshidratadora. En la Figura 6.2 se muestra el esquema.

Figura 6.2: proceso esquemático de destilación extractiva.

Para la simulación del mismo se utilizó la herramienta de simulación “UniSim Design”. Para ello, se usó el paquete fluidodinámico “UNIQUAC-IDEAL”, que como se explicó en el Capítulo 3, es uno de los más adecuados para este tipo de separaciones. Se indicaron que todos los condensadores fueran totales. Se fueron modificando los valores de relación de reflujo de las columnas, y los platos de entrada tanto de solvente como de alimentación y las especificaciones que se le daba a cada torre de tal forma de optimizar los calores en el re- evaporador y condensador. Se fue realizando el proceso por prueba y error en el simulador hasta obtener convergencia y luego se realizó la optimización como fue mencionado.

Como se anticipó en el Capítulo 3, para que la glicerina no se descomponga, es necesario trabajar a temperaturas menores a 250ºC, lo cual implica trabajar con presiones menores a la atmosférica ya que la temperatura de ebullición normal de la glicerina es 290°C. Es decir, trabajar con glicerina pone al proceso en una situación de compromiso entre la presión de vacío de trabajo necesaria en la torre recuperadora de solvente (la tercera de la Figura 6.2) y la diferencia de temperatura del fondo de dicha torre con la temperatura de descomposición.

Por lo tanto, se opera con etilenglicol. Se utiliza presión atmosférica ya que a esta presión solo se debe tener cuidado superados los 398°C debido a la auto ignición del etilenglicoly la temperatura de ebullición del etilenglicol es mucho menor (197°C). En el resto de las torres también se utiliza presión atmosférica para obtener así una simplificación operativa, ya que la corriente que egresa del fermentador está a esta presión. Después de todo, se considera más conveniente el cambio de solvente aunque sea más costoso, que operar a ⅕ de la presión atmosférica en dos torres de gran tamaño. El esquema planteado es el siguiente:

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84 Figura 6.3: esquema proceso de destilación UniSim.

Se utilizó el método riguroso de cálculo del simulador. Es decir, el modelo matemático obtenido planteando los balances de materia y energía con alto grado de complejidad. Resulta en un sistema de ecuaciones implícitas. Se diseñó a partir del modelo ideal: flujo ideal y corrientes que alcanzan el equilibrio. Para cada una de las torres se definieron todos los parámetros tal de cumplir con cero grados de libertad en cada columna.

Luego de plantear los esquemas de las tres torres de destilación, se ingresaron los datos de la corriente de alimentación (Capítulo 5):

Alimentación a columna 1 Temperatura: 30ºC Caudal: 3,02*10⁵ kg/h w_etanol= 0,055

Para cumplir con los cero grados de libertad que necesita el sistema, se debía ingresar dos especificaciones en cada columna, además del plato de entrada de cada alimentación. Se indicó lo siguiente:

Columna 1 y 2 → Relación de reflujo y fracción másica de etanol en destilado Columna 3 → Relación de reflujo y fracción de solvente en el residuo

Para el caso de la relación de reflujo, se la fue modificando hasta obtener convergencia y a continuación se mostrará el impacto de esta relación. Para el caso de la fracción másica de etanol en destilado, en la primer torre se indicó la composición cercana azeotrópica (0,96 en masa) en el destilado (0,94 en masa), en la segunda el requerimiento al cual se quería llegar

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85 (wetanol en destilado= 0,99) y en la tercer columna se indicó que la fracción de etilenglicol en el residuo sea 0,998 para una máxima recuperación de solvente por fondo.

Además, se indicó la temperatura del solvente. Si se ingresaba con una temperatura muy elevada, se disminuye el calor del re-evaporador pero aumentaba notablemente el del condensador y la relación de reflujo de la torre para poder mantener el requerimiento de etanol en la salida. Por otro lado, si se elegía una temperatura muy baja, se necesitaba mucha energía en el re-evaporador y además plantear un intercambiador de calor para disminuir la misma antes de su entrada. Se buscó una temperatura intermedia, y que pueda ser soportada por una bomba para impulsar el fluido. Para ello se miró en catálogos y se eligió así 120ºC de ingreso a la segunda torre. Para esto, como se mencionó anteriormente, se plantea que el residuo de la tercer columna pase por un intercambiador de calor que lo lleve a esta temperatura deseada antes de entrar a la torre extractiva. Por otro lado, se agrega una corriente de solvente de reposición también a 25ºC y 1 atm que se mezcla con el reciclo previo ingreso a la columna. Como se añade el solvente de reposición a 25ºC y el de reciclo está a 120ºC, se realizó el mezclado adiabático de ambas corrientes para ver la temperatura de ingreso final del solvente total a la segunda torre. Se hizo esto de forma manual, ya que Unisim solo permite la mezcla de corrientes de igual temperatura. Luego:

Corriente 1: Solvente de reposición W1= 30 kg/h

T1 = 25ºC

Cp1 = 2614,5 J/kgºC

Corriente 2: Solvente reciclado W2= 35.090 kg/h

T2=120ºC

Cp2= 2614,5 J/kgºC

Se sabe que Q1=-Q2 en condiciones adiabáticas, y que además Q = W Cp ΔT Por lo tanto:

W1 Cp1 (Tf-T1) = -W2 Cp2 (Tf-T2) (Ecuación 6.1)

Siendo Tf la temperatura final de la mezcla, correspondiente a la de ingreso del solvente total a la torre

Resolviendo la Ecuación 6.1 se halla una temperatura final de 119,92ºC Se tomó como parámetro lo siguiente para la optimización del proceso:

→ Minimizar consumo de energía

→ Presión atmosférica para evitar degradación y además evitar grandes costos operativos

→ Reciclo máximo de solvente, de forma tal de tener un bajo caudal de solvente de reposición

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86 En el destilado de la tercera torre, se obtiene agua con una pequeña fracción de etilenglicol, por lo que no puede ser desechada al desagüe, ya que el mismo es tóxico. Se propone entonces que el agua que se obtiene como destilado de la tercera torre será tratada mediante un proceso de oxidación Fenton, que permite que el efluente sea desechado al desagüe. Este proceso, transforma químicamente el glicol aún si el mismo está en bajas concentraciones y puede llegar a lograr la completa mineralización del contaminante.

6.1.2ANÁLISISDEVARIABLES

Se modificó la relación de reflujo de la primera torre y se analizó su impacto en el calor consumido por el re-evaporador y en el caudal de etanol a la salida del primer destilado. A continuación se muestran los resultados:

Figura 6.4: relación de reflujo en torre purificadora versus caudal másico de etanol en el destilado y calor requerido en el re-evaporador de la torre 1.

Se define el diseño óptimo como aquel que genera la mayor cantidad de producto utilizando la menor cantidad de energía. Esta relación se puede apreciar en el gráfico de la Figura 6.4 donde se ve la variación del caudal másico de etanol en el destilado y el calor consumido en el re-evaporador (Qreev) cuando se varía la relación de reflujo luego del condensador. Para la lectura del mismo, se ingresa con una relación de reflujo por el lado izquierdo, y luego se lee de la curva verde en la parte superior el calor del re-evaporador, y de la curva violeta en la parte inferior el caudal destilado. Como se explicó en el Capítulo 3, no se puede llegar a un valor más allá del azeótropo en esta torre (0,89 molar). Luego, se decide fijar la composición de etanol en la salida en un valor menor (0,86 molar = 0,94 en masa) y se analizó el caudal de etanol, ya que es importante, pues lo que no se destila, se pierde por el fondo.

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87 Tabla 6.1: relación de reflujo, caudal de etanol y calor del re-evaporador en torre 1.

Para todos los casos se observa que si se disminuye el calor a entregar en el re-evaporador, también va disminuyendo la cantidad de etanol recuperado, hasta que cae drásticamente ante relaciones de flujo cercanas a 2,5, no cumpliendo así, a posteriori, el requisito de producción, ya que todo lo que se obtiene en esta torre se destilará luego en la torre extractiva. Se considera así que la caída en el calor no es lo suficientemente importante como para hacer un gran cambio en el consumo de la caldera, con respecto a lo que implica la caída en la producción del producto que fabrica la planta. Por lo tanto, trabajar a relaciones de reflujo más elevadas es la mejor opción aunque el gasto energético sea levemente mayor. Se observa también, que a partir de 4,3 de relación de reflujo, el calor comienza a aumentar notablemente. Por lo tanto, finalmente se decide fijar 4,3 como relación de reflujo, la cual corresponde a 16.615 kg/h de etanol por destilado. El calor del re-evaporador es de 1,375*10⁸ kJ/h.

Por otro lado, se varió el caudal de reciclo de solvente, es decir, el residuo de la tercer columna, y se analizó su impacto en la cantidad de solvente de reposición necesario, calculado por el simulador como la cantidad de solvente que se pierde por el destilado de la columna recuperadora, dado que la cantidad de solvente que ingresa en la columna extractiva debe ser constante. Se hizo esto de forma tal de reciclar la máxima cantidad de solvente y así usar el mínimo caudal de reposición. Además, se analizó el consumo de energía que conlleva este reciclo para elegir la mejor alternativa posible. Para el cálculo de esta columna de destilación, se indicó como especificación que la composición másica de solvente en el residuo sea 0,998, como se dijo anteriormente, de forma tal de obtener prácticamente el solvente puro por fondo.

Se llegó a la conclusión de que el cambio de energía consumida no era tan significativa como la variación en la cantidad de solvente fresco a alimentar. Luego, se elige recircular la mayor cantidad de solvente posible. Es decir, se recirculan 35.090 kg/h, y se añadirán 30 kg/h de solvente fresco, lo que equivale a 35.120 kg/h, que es el total de solvente que ingresa a la tercer torre de destilación.

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88 Finalmente, se obtuvieron los resultados expresados en la Tabla 6.1

Tabla 6.2: condiciones operativas del sistema de destilación propuesto.

TORRE 1