OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA DE REDES DE INTERCAMBIO DE …

OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA DE REDES

DE INTERCAMBIO DE CALOR:

APLICACIÓN A LA SÍNTESIS DEL PROCESO

DE PRODUCCIÓN DE BIODIESEL A PARTIR

DE ACEITES VEGETALES USADOS

Ing. María Fernanda Laborde

Tesis presentada para obtener el título de Doctor en Ingeniería

Director: MSc. Ing. Ana M. Pagano

Co-Director: Dr. Ing. Medardo Serna González

Asesor: MSc. Ing. María Cristina Gely

Departamento de Ingeniería Química y Tecnología de los Alimentos

Facultad de Ingeniería, U.N.C.P.B.A.

Olavarría, Argentina

Marzo de 2020

El presente trabajo de Tesis para la obtención del título de Doctor en Ingeniería de la

Facultad de Ingeniería de la Universidad Nacional del Centro de la Provincia de Buenos

Aires fue realizado en el Departamento de Ingeniería Química y Tecnología de los

Alimentos, de la Facultad de Ingeniería (FIO) de la Universidad Nacional del Centro de

la Provincia de Buenos Aires (UNICEN), en el marco del Núcleo de Investigación

TECSE (Tecnología de Semillas y Alimentos).

Para la realización del doctorado se dispuso de la BECA INTERNA DOCTORAL

otorgada por el CONSEJO NACIONAL DE INVESTIGACIONES CIENTÍFICAS Y

TÉCNICAS (CONICET), bajo la dirección de la MSc. Ing. María Cristina Gely

(TECSE-FIO-UNICEN) y co-dirección de la MSc. Ing. Ana María Pagano (TECSE-

FIO-UNICEN).

“Para empezar un gran proyecto, hace falta valentía. Para terminar un

gran proyecto, hace falta perseverancia”

(Anónimo)

AGRADECIMIENTOS

Agradezco a todas las personas e instituciones que fueron parte de esta etapa de mi vida

en la que desarrollé mi Tesis Doctoral ¡¡Muchas Gracias a todos!!

A mis Directoras de beca María Cristina Gely y de tesis Ana María Pagano por el

compromiso con el que trabajaron, por el apoyo y la dedicación permanente que me

brindaron durante todo el desarrollo de la tesis.

A mi Co-director de tesis Merdardo Serna González por su colaboración y apoyo

profesional en el desarrollo de la tesis.

A José María Ponce Ortega por su colaboración y apoyo profesional brindado durante

todo el desarrollo de la tesis.

Al Consejo Nacional de Investigaciones Científicas y Técnicas (CONICET) por

haberme otorgado la Beca Interna Doctoral que me permitió realizar el postgrado.

A la Facultad de Ingeniería de la Universidad Nacional del Centro de la Provincia de

Buenos Aires por facilitarme las instalaciones para realizar la tesis.

A mi hija, Brissa, por haber cambiado mi vida.

A mis papás, Darío y Cristina, por su apoyo incondicional y por enseñarme a que con

esfuerzo y dedicación todo es posible.

A mi hermana, Mariana, por acompañarme y ayudarme de manera incondicional en la

vida.

A mis abuelos del corazón, Isabel y Hugo, por estar siempre presentes.

A mis amigas, Ariadna, Belén, Carolina, Gisele, Estefanía y Julieta, por estar siempre

presentes.

A mis compañeros, por su ayuda y por cada momento compartido.

Dedicada a

Mi hija, Brissa

Mis padres, Darío y Cristina

Mi hermana y cuñado, Mariana y Guillermo

Optimización energética de redes de intercambio de calor: aplicación a la síntesis del proceso de producción de biodiesel a partir de aceites vegetales

usados. 2020

ÍNDICE GENERAL

ÍNDICE DE FIGURAS .................................................................................................. XIII

ÍNDICE DE TABLAS……………..…………………………………………………

XIIIIV

RESUMEN ......................................................................................................................... 15

ABSTRACT ....................................................................................................................... 16

1. INTRODUCCIÓN ........................................................................................................ 19

1.1 ANTECEDENTES ..................................................................................................... 19

1.2 OBJETIVOS .............................................................................................................. 22

1.2.1 Objetivo General ............................................................................................... 22

1.2.2 Objetivos Particulares ....................................................................................... 22

1.3 HIPÓTESIS ................................................................................................................ 23

2. MATERIALES Y MÉTODOS .................................................................................... 27

2.1 MATERIA PRIMA .................................................................................................... 27

2.2 SOFTWARE .............................................................................................................. 28

2.2.1 Aspen Plus ........................................................................................................ 28

2.2.2 GAMS ............................................................................................................... 28

2.2.3 EES ................................................................................................................... 29

2.3 SIMULACIÓN ........................................................................................................... 29

2.3.1 Componentes .................................................................................................... 29

2.3.2 Paquete de propiedades ..................................................................................... 29

2.4 OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA ............................................................................. 30

2.4.1 Redes de Intercambio de Calor (RIC) .............................................................. 30

2.4.2 Bomba de Calor ................................................................................................ 43

2.4.3 Ciclo Rankine Orgánico (ORC)........................................................................ 44

2.5 ESTIMACIÓN DE COSTOS .................................................................................... 47

2.5.1 Costos de capital ............................................................................................... 47

2.5.2 Costos de Servicios ........................................................................................... 49

3. PRODUCCION DE BIODIESEL ............................................................................... 53

3.1 ESTERIFICACIÓN ................................................................................................... 53


usados. 2020

3.1.1 Alternativa 1 ..................................................................................................... 54

3.1.2 Alternativa 2 ..................................................................................................... 57

3.1.3 Alternativa 3 ..................................................................................................... 60

3.1.4 Comparación de alternativas ............................................................................. 61

3.1.5 Análisis de Sensibilidad en Alternativa 3: Calidad de AVUs .......................... 63

3.2 TRANSESTERIFICACIÓN ...................................................................................... 64

4. OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA ............................................................................. 71

4.1 Optimización Energética: Opción 1 ........................................................................... 71

4.2 Optimización Energética: Opción 2 ........................................................................... 80

5. ANÁLISIS DE COSTOS DE LAS OPCIONES DE OBTENCIÓN DE

BIODIESEL ....................................................................................................................... 87

6. CONCLUSIONES ........................................................................................................ 97

7. PERPECTIVAS FUTURAS ...................................................................................... 101

8. TRANSFERENCIAS DE RESULTADOS ............................................................... 105

9. NOMENCLATURA ................................................................................................... 109

10. ABREVIATURAS ..................................................................................................... 111

11. BIBLIOGRAFÍA ....................................................................................................... 115

12. ANEXOS .................................................................................................................... 127

ANEXO I .......................................................................................................................... 127

ANEXO II ......................................................................................................................... 130

ANEXO III ....................................................................................................................... 131


usados. 2020

XIII Ing. María Fernanda Laborde

ÍNDICE DE FIGURAS

Figura 2.1. Diagrama de contenido de calor ......................................................................................... 31

Figura 2.2. Diagrama T-H de CCC y CCF ...................................................................................................... 37

Figura 2.3. Punto de pliegue a partir de las curvas compuestas ................................................................. 37

Figura 2.4. Lectura de parámetros sobre la GCC ................................................................................... 38

Figura 2.5. Superestructura .................................................................................................................. 40

Figura 2.6. Esquema de una Bomba de Calor ............................................................................................. 44

Figura 2.7. Ciclo Rankine Orgánico ............................................................................................................. 46

Figura 3.1. Diagrama general del proceso de esterificación ....................................................................... 54

Figura 3.2. Alternativa 1: Simulación en Aspen Plus V8.4® ......................................................................... 55

Figura 3.3. Flujo de Metanol vs. Flujo de Glicerol y Flujo de Agua vs. Flujo de Glicerol en la torre T-L-L .... 56

Figura 3.4.Variación del Flujo de Metanol y Flujo de Agua en la corriente LAVADO en función de la

temperatura de la corriente AVUS-3 .......................................................................................................... 56

Figura 3.5. Alternativa 2: Simulación en Aspen Plus V8.4® ................................................................... 57

Figura 3.6. Flujo de Metanol vs. Temperatura del decantador – Flujo de Agua vs. Temperatura del

decantador, en la corriente LAVADO .................................................................................................... 58

Figura 3.7. Alternativa 3: Simulación en Aspen Plus® V8.4 ........................................................................ 60

Figura 3.8. Variación del %AGL en la salida del proceso de Esterificación en función del %AGL en la

corriente de alimentación (se mantienen fijas las condiciones de reacción). ........................................ 63

Figura 3.9. Simulación del proceso de transesterificación en Aspen Plus® ................................................. 65

Figura 3.10. Simulación del proceso de transesterificación completo ........................................................ 67

Figura 4.1. Flowsheet del proceso esterificación "Alternativa 3" ............................................................... 71

Figura 4.2. Diagrama auxiliar corrientes del proceso de Esterificación ...................................................... 73

Figura 4.3. Superestructura resultante de la red de intercambio ............................................................... 74

Figura 4.4. Red de intercambio y necesidades de servicios externos .......................................................... 75

Figura 4.5. Diagrama auxiliar para calcular el balance de ......................................................................... 77

Figura 4.6.Superestructura del resultado de la red de intercambio de calor ......................................... 78

Figura 4.7. Red de intercambio y necesidades de servicios externos .......................................................... 79

Figura 4.8. Diagrama auxiliar de intervalos de temperaturas .................................................................... 81

Figura 4.9. Diagrama de la Red de Intercambio de Calor proceso completo .............................................. 84


usados. 2020

XIV Ing. María Fernanda Laborde

ÍNDICE DE TABLAS

Tabla 2.1. Consumo humano de aceite de soja y girasol ............................................................................ 27

Tabla 2.2. Porcentaje de ácidos grasos en aceite de girasol y soja ............................................................ 28

Tabla 3.1. Densidad y Viscosidad de cada fase obtenidas en Aspen Hysys® .............................................. 59

Tabla 3.2. Tiempo de decantación .............................................................................................................. 59

Tabla 3.3. Costos de los insumos en cada alternativa de proceso de Esterificación ................................... 61

Tabla 3.4. Equipos diferenciales y costo de inversión en cada alternativa de esterificación ...................... 62

Tabla 3.5. Diferencia de costos entre las Alternativas 1 y 2. ...................................................................... 62

Tabla 3.6. Diferencia de costos entre las Alternativas 2 y 3. ...................................................................... 62

Tabla 3.7. Composición másica de cada corriente a la salida del decantador ........................................... 66

Tabla 3.8. Energía de la torre T-2 vs. Temperatura de alimentación ......................................................... 66

Tabla 4.1. Características de las corrientes con posibilidad de integración de calor .................................. 71

Tabla 4.2. Ajuste de las temperaturas de entrada y salida ........................................................................ 72

Tabla 4.3. Balance de entalpía y determinación del Punto de Pliegue ....................................................... 72

Tabla 4.4. Características de las corrientes del proceso de Transesterificación ......................................... 76

Tabla 4.5. Ajuste de temperaturas ............................................................................................................. 76

Tabla 4.6. Determinación del Punto de Pliegue .......................................................................................... 77

Tabla 4.7. Características de las corrientes del proceso de obtención de biodiesel ................................... 80

Tabla 4.8. Ajustes de temperaturas del proceso completo ......................................................................... 82

Tabla 4.9. Cálculo del balance de entalpía y obtención del Punto de Pliegue ............................................ 83

Tabla 5.1. Equipos de Opción 1 ................................................................................................................... 88

Tabla 5.2. Equipos de Opción 2 ................................................................................................................... 89

Tabla 5.3. Estimación de Costo de capital proceso de Esterificación – Opción 1........................................ 90

Tabla 5.4. Estimación de Costo de capital proceso de Transesterificación – Opción 1 ............................... 90

Tabla 5.5. Costos de servicio Transesterificación –Opción 1 ...................................................................... 91

Tabla 5.6. Costos de servicio Esterificación –Opción 1 ............................................................................... 91

Tabla 5.7. Diferencia de costos para la Opción 1. ...................................................................................... 92

Tabla 5.8. Costo de Capital de Opción 2 ..................................................................................................... 92

Tabla 5.9. Costos de servicios Opción 2 ...................................................................................................... 93

Tabla 5.10. Diferencia de costos para la Opción 2. .................................................................................... 94

Tabla 5.11. Análisis de costos diferencial ................................................................................................... 94


usados. 2020

15 Ing. María Fernanda Laborde

RESUMEN

En esta Tesis Doctoral se realizó la síntesis y análisis del proceso de esterificación y

transesterificación con metanol para la obtención de biodiesel a partir de aceites

vegetales usados (AVUs). Para realizar los diseños y análisis de alternativas

tecnológicas se utilizó la herramienta de simulación que constituye el software Aspen

Plus®, utilizando el paquete de propiedades NRTL.

Los AVUs se consideraron compuestos principalmente por trilinoleina, trioleina y ácido

oleico provenientes del aceite de soja y de girasol. Se estimó una composición de estos

triglicéridos de un 75% y 25% para el aceite de girasol y de un 66% y 34% para el

aceite de soja, respectivamente, con una acidez libre del 5-6% p/p (expresada en ácido

oleico). Para la síntesis de la planta se utilizó un caudal másico de AVUs de 680,7 kg/h.

La planta diseñada puede tratar AVUs con un máximo de 14,66% de ácidos grasos

libres (AGL).

Se diseñaron dos opciones de Redes de Intercambio de Calor (RIC) para el proceso

completo de obtención de biodiesel. Opción 1: Aplicar redes de intercambio de calor al

proceso de Esterificación y al de Transesterificación por separado, Opción 2: Aplicar

integración energética al proceso completo de obtención de biodiesel. La RIC se diseñó,

en ambos casos, a partir de dos metodologías diferentes: el método Punto de Pliegue y

un modelo de programación no lineal entera mixta. Ambos diseños aportan un ahorro

energético de aproximadamente 12%. Se analizó la posibilidad de incorporar una

Bomba de Calor y/o un Ciclo Rankine Orgánico; estas alternativas no fueron factibles

debido a las temperaturas de la fuente y el sumidero de calor.

La mejor alternativa de diseño de Red de Intercambio de Calor se seleccionó mediante

un análisis económico diferencial entre las alternativas con y sin RIC. Ambas opciones

con integración de calor presentaron un valor VAN mayor que aquellas en las que no se

aplicó integración energética, debido fundamentalmente a la disminución en los costos

operativos. El valor de VAN para las opciones 1 y 2 fue de US$ 29.821.901 y US$

26.004.006, respectivamente. Por lo tanto, la Opción 1 resultó ser la alternativa

tecnológica económicamente más conveniente.


usados. 2020


ABSTRACT

The present Doctoral Thesis synthesizes and analyzes the process of esterification and

transesterification with methanol to produce biodiesel from waste cooking oils (WCO).

Aspen Plus® software, applying the NTRL properties package, was used to design and

analyze different technological alternatives.

WCO from soybean and sunflower oil were considered mainly composed by trilinolein,

triolein and oleic acid. The composition of these triglycerides was respectively

estimated at 75% and 25% in sunflower oil, and at 66% and 34% in soybean oil, while

the free acidity was considered at approximately 5-6% w/w (expressed in oleic acid).

For the synthesis of the biodiesel plant, a mass flow of 680.7 kg/h WCO of was

considered. The designed plant can treat WCO with a maximum of 14.66% free fatty

acids (FFA).

Two options of Heat Exchange Networks (HENs) were designed for the entire biodiesel

production process. Option 1: apply heat exchange networks to the Esterification and

Transesterification process separately; Option 2: Apply energy integration to the

complete process of obtaining biodiesel. The HEN was designed, in both cases, from

two different methodologies: the Pinch method and a mixed integer non-linear

programming model. Both designs provide energy savings of approximately 12%. The

possibility of incorporating a heat pump and / or an organic Rankine cycle was

analyzed; these alternatives were not feasible due to the temperatures of the source and

the heat sink.

The best heat exchange network design alternative was selected through a differential

economic analysis between the alternatives with and without HEN. Both options with

heat integration presented a value of NPV greater than those in which no energy

integration was applied due to the decrease in operating costs. The value of the VPN for

options 1 and 2 was US$ 29,821,901 and US$ 26,004,006, respectively. Therefore,

Option 1 proved to be the most economically convenient technological alternative for

the process of obtaining biodiesel from WCO.

INTRODUCCIÓN


usados. 2020


1. INTRODUCCIÓN

1.1 ANTECEDENTES

El biodiesel se ha convertido en una alternativa a los combustibles fósiles debido a que

es renovable, biodegradable, técnicamente factible, económicamente competitivo, no

tóxico, ecológico y fácilmente disponible (Bhuiya et al., 2016; Hwang et al., 2016;

Nasir et al., 2013). Puede ser generado a partir de diferentes fuentes renovables tales

como aceites vegetales (Demirbas, 2011) así como de fuentes no comestibles (Al-

Widyan & Al-Shyoukh, 2002; Al-Widyan et al., 2002; Çaylı & Küsefoğlu, 2008;

Dorado et al., 2003).

Los biocombustibles de segunda generación que se obtienen a partir de residuos

orgánicos son una alternativa comprometida con el medio ambiente. Los aceites

vegetales usados (AVUs) no son biodegradables; si se vierten a los desagües se

convierten en potenciales contaminantes del agua, impidiendo el intercambio de

oxígeno y la entrada de luz. Se estima que un litro de AVUs contamina unos 1000 litros

de agua (CONSUMER, 2018). El reciclado de los AVUs es importante a nivel mundial,

por lo tanto el uso de estos desechos de la industria alimentaria en la producción de

biodiesel resultaría adecuado y provechoso.

Por otra parte, la utilización de aceites vegetales usados (AVUs) para la producción de

biodiesel es de interés creciente día a día, ya que es una materia prima económica en la

mayoría de los países del mundo. El precio de los AVUs es más barato en comparación

con los aceites vegetales frescos (Babazadeh et al., 2017; Demirbas, 2009; Sahar et al.,

2018).

El biodiesel químicamente se define como el éster monoalquílico de cadena larga de

ácidos grasos derivados de recursos renovables, como por ejemplo aceites vegetales o

grasas animales, para utilizarlos en motores Diesel (Santana et al., 2010). Se produce a

partir de una reacción de transesterificación que consiste en la reacción entre el aceite

vegetal u otra grasa con un alcohol de cadena corta (generalmente metanol o etanol) en

presencia de un álcali o en medio ácido (Berrios et al., 2007).

Los AVUs deben cumplir ciertos requisitos para poder ingresar al reactor de

transesterificación tales como un contenido de humedad inferior a 0,1% p/p, un


usados. 2020


porcentaje despreciable de impurezas y un grado de acidez inferior al 0,5% p/p

((Berrios et al., 2007; Bouaid et al., 2016; Zhang et al., 2003). Los AVUs suelen superar

este valor de acidez como resultado de haber sido generalmente sometidos a elevadas

temperaturas durante el proceso de cocción de alimentos; a su vez, suele ser muy

variable la cantidad de ácidos grasos libres (AGL) presente en los AVUs dependiendo

del tiempo y de las condiciones de uso de los mismos. En la bibliografía se ha

encontrado información sobre AVUs conteniendo 6% AGL (Zhang et al., 2003),

10,92% AGL (Gan et al., 2010), 15% AGL (Jacobson et al., 2008), 20% AGL (L. Wang

et al., 2014) y 40-80% AGL (Yun et al., 2013). Esta elevada acidez de los AVUs hace

imprescindible someterlos a un pre-tratamiento de esterificación donde se reduce el

contenido de AGL, a fin evitar una posible reacción de saponificación en la posterior

transesterificación catalítica que dificultaría la separación de los ésteres de la glicerina y

reduciendo el rendimiento del biodiesel (Sahar et al., 2018; Talebian-Kiakalaieh et al.,

2013; Zhang et al., 2003).

Desde el año 2002, en Argentina se han desarrollado distintas experiencias sobre la

producción de biodiesel a partir de AVUs (Garrido, 2010). En 2006 se sancionó en el

Congreso de la Nación la Ley Nº 26.093 que regula y promociona la producción y uso

sustentable de biodiesel. Esta ley establece que todo combustible líquido caracterizado

como gasoil o diesel oil que se comercializa dentro del territorio nacional, debe ser

mezclado con biodiesel en un porcentaje del 5% como mínimo a partir del año 2010.

Actualmente, los niveles de corte del gasoil se han ampliado al 9,7% (Bergedo et al.,

2018). A partir del año 2008, se crea en la Provincia de Buenos Aires el Programa

Provincial para la recolección y reciclado del aceite vegetal usado, “Plan BIO”, que

cuenta con más de 100 municipios que han adherido (Organismo Provincial para el

Desarrollo Sostenible, 2018), con lo cual se ha fomentado en Argentina la producción

de biodiesel a partir de aceites vegetales usados.

Como en la mayoría de los procesos industriales, el proceso de obtención de biodiesel a

partir de AVUs involucra la transferencia de calor entre corrientes de proceso o entre

corrientes de servicio auxiliar y corrientes de proceso. Actualmente, las crisis

energéticas han llevado a buscar en los diseños de procesos industriales la

maximización de la recuperación de calor y la minimización del requerimiento de


usados. 2020


servicios auxiliares. Para lograr el objetivo de recuperación máxima de energía o de

requerimientos mínimos de servicios auxiliares se puede hacer uso de Redes de

Intercambio de Calor, Bombas de Calor o Ciclos Rankine Orgánico.

El método “Pinch” o método de Punto de Pliegue es un enfoque ampliamente utilizado

para la integración de calor de procesos (Hamsani et al., 2018). Fue desarrollado en los

años 1982-1983 diseñando redes de intercambio de calor (RIC) para procesos

individuales (Linnhoff & Flower, 1982; Linnhoff & Hindmarsh, 1983). Se basa en la

determinación de una temperatura a través de la cual no hay intercambio calórico

(Kemp, 2007; Renedo Estébanez & Fernández Díez, 2003a, 2003b, 2003c; Staine &

Favrat, 1996). Tanto los calentamientos como los enfriamientos comprometen

disponibilidad y remoción de energía, respectivamente, lo que podría lograrse utilizando

servicios externos. Sin embargo, la utilización de una corriente caliente del proceso para

calentar una fría, o viceversa, permitiría reducir los costos operativos del proceso debido

a la disminución del consumo de servicios externos tanto de calentamiento como de

enfriamiento. Sin embargo, en procesos donde las corrientes son numerosas, la forma

óptima de realizar estos emparejamientos no es tan evidente.

Después de haber obtenido los valores mínimos necesarios de servicios externos de

calefacción y enfriamiento para un determinado sistema es necesario elegir los servicios

más adecuados. El servicio de calentamiento más común es el vapor de agua, que está

habitualmente disponible a diferentes niveles de presión, y por lo tanto de temperatura;

normalmente alta, media y baja presión, con pequeñas diferencias dependiendo de las

necesidades. Un vapor a alta presión, usualmente a unos 40 bar, tiene temperaturas de

alrededor de los 250 °C; el de media presión alrededor de 20 bar tiene unos 210 °C, y el

de baja presión, de alrededor de los 3 bar tiene temperaturas alrededor de los 130 °C.

Para temperaturas más elevadas es necesario utilizar circuitos cerrados de aceites

térmicos o calefacción directa por los gases de salida de un horno. Para los servicios de

enfriamiento se suele utilizar agua o aire. Si la temperatura es muy baja hace falta

emplear ciclos de refrigeración, y si es muy alta, se puede usar agua y aprovecharla para

generar vapor (Ravagnani & Suárez, 2012).

El interés continuo en el desarrollo y uso de técnicas de integración energética dio lugar

a la aplicación de diferentes algoritmos tales como programación lineal, programación

https://www.sciencedirect.com/topics/engineering/pinch-analysis


usados. 2020


mixto-entera lineal, programación no lineal y programación mixta-entera no lineal

(Morar & Agachi, 2010). La metodología de programación mixta-entera lineal ha sido

utilizada recientemente por Hong et al. (2017) para abordar la síntesis de redes de

asignación de agua integradas al calor.

La posibilidad de generar una superestructura consistente en una representación en

etapas dentro de las cuales puede ocurrir intercambio de calor entre corrientes calientes

y frías, habilitaría la consideración simultánea de factores de diseño (Inchaurregui -

Méndez et al., 2015; Yee & Grossmann, 1990). Los modelos de optimización generados

en base a superestructuras pueden resolverse a través del entorno de modelación

GAMS® (Isafiade & Fraser, 2008; Kim & Bagajewicz, 2016; Luo et al., 2016).

En el diseño y evaluación de procesos, programas computacionales tales como Aspen

Plus® y Aspen Energy Analyzer®, constituyen valiosas herramientas que proporcionan

un entorno de simulación apto para optimizar distintas alternativas tecnológicas del

proceso y posibles redes de intercambio de calor (Aspentech, 2018).

1.2 OBJETIVOS

1.2.1 Objetivo General

El objetivo general de esta Tesis consiste en estudiar la aplicación de redes de

intercambio de calor a la síntesis de biorefinerías, de manera de lograr su optimización

disminuyendo los costos de servicios auxiliares en las mismas. A tal fin se realiza la

síntesis y análisis del proceso de obtención de biocombustibles a partir de aceites

vegetales usados (AVUs) considerando dos reacciones secuenciales de

esterificación/transesterificación.

1.2.2 Objetivos Particulares

Los objetivos específicos planteados para este trabajo consisten en:

✓ Estudiar las diferentes metodologías de optimización de redes de intercambio de

calor.

✓ Realizar la síntesis y análisis de los pretratamientos al que deben ser sometidos

los aceites vegetales usados (AVUs) previo al proceso de transesterificación.


usados. 2020


✓ Realizar la síntesis y análisis del proceso de obtención de biodiesel a partir de

aceites vegetales usados (AVUs) mediante transesterificación catalítica.

✓ Estudiar y analizar diferentes alternativas de integración energética para el

proceso global de obtención de biodiesel a partir de AVUs utilizando la

tecnología “Pinch” con el objetivo de realizar la optimización energética.

✓ Determinar el número mínimo de equipos de intercambio de calor necesarios en

el proceso.

✓ Realizar la evaluación económica de las alternativas propuestas a fin de

seleccionar la alternativa óptima.

1.3 HIPÓTESIS

La aplicación de redes de intercambio de calor al proceso de producción de Biodiesel a

partir de AVUs disminuye el consumo energético.


usados. 2020


MATERIALES Y METODOS


usados. 2020


2. MATERIALES Y MÉTODOS

2.1 MATERIA PRIMA

Se estudió el proceso de producción de Biodiesel a partir de AVUs con una acidez libre

del 5-6% (Chai et al., 2014; Zhang et al., 2003). Para definir la composición de los

AVUs se consultó la base de datos de la Cámara de la Industria Aceitera de la

República Argentina (CIARA, 2017) y Made in Argentina (2014). A partir de la

información de estas entidades se determinó que los principales aceites vegetales

consumidos en el país son los de soja y girasol (CIARA, 2017). No se encuentra entre

ellos el aceite de maíz, aunque en nuestro país sea uno de los mayores cultivos, debido a

que su aceite sólo representa el 1% del total de los aceites vegetales elaborados en el

país (Made in Argentina, 2014).

A partir del consumo anual de aceites vegetales informado por CIARA (2017) para el

periodo de 2010 a 2016, que se muestra en la Tabla 2.1, se estableció que los AVUs

están compuestos por una mezcla de 72,82% aceite de girasol y 27,13% aceite de soja.

Tabla 2.1. Consumo humano de aceite de soja y girasol

Año Aceite de girasol Aceite de soja

2010 553 266

2011 613 229

2012 765 151

2013 698 150

2014 567 217

2015 666 366

2016* 540 260

*Proyectado/ Fuente: CIARA (2017)

En la Tabla 2.2 se presenta la composición acídica de los aceites de girasol y soja

(CHEMPRO, 2019).

Se observa en la Tabla 2.2 que ambos aceites están constituidos principalmente por los

ácidos grasos linoleico y oleico. Con lo que se supone que los aceites están

mayoritariamente compuestos por trilinoleina y trioleina. Esta definición también ha

sido realizada por Aboelazayem et al. (2018). A partir de la información mostrada en la


usados. 2020


Tabla 2.2 se puede determinar una composición aproximada de trilinoleina y trioleina

de un 75% y 25% para el aceite de girasol y de un 66% y 34% para el aceite de soja,

respectivamente.

Tabla 2.2. Porcentaje de ácidos grasos en aceite de girasol y soja

Aceite de soja Aceite de girasol

Ácido palmítico 7-11 % 3-6%

Ácido esteárico 2-6% 1-3%

Ácido oleico 22-34% 14-35%

Ácido linoleico 43-56% 44-75%

Ácido linolenico 5-11% ---

Ácido eicosanoico --- 0,6-4%

Fuente: CHEMPRO (2019)

Para la síntesis de la planta de elaboración de biodiesel a partir de AVUs se decidió

utilizar un caudal másico de AVUs de 680,7 kg/h (Capdevila et al., 2012); este caudal se

asemeja al utilizado por Zhang et al. (2003) y está dentro del rango de caudales de

producción de pequeñas empresas.

Debido a que la acidez libre considerada para la materia prima es superior al 0,5%

(Zhang et al., 2003) para la producción de biodiesel a partir de AVUs se requiere de una

etapa de esterificación previa a la transesterificación.

2.2 SOFTWARE

2.2.1 Aspen Plus

Aspen Plus® es un software de simulación de procesos químicos, en el cual se puede

realizar la síntesis y análisis de procesos químicos, estimación de propiedades de

compuestos, análisis de sensibilidad de variables de proceso, entre otras tareas del

diseño de procesos y equipos (Aspentech, 2018).

2.2.2 GAMS

GAMS (General Algebraic Modeling System) es un sistema de modelado de alto nivel

que está diseñado específicamente para el modelado de problemas de optimización

(GAMS, 2019).


usados. 2020


2.2.3 EES

EES (Engineering Equation Solver) es un software general de resolución de ecuaciones.

Una característica fundamental de EES es la base de datos de propiedades de transporte

y termodinámica de alta precisión de cientos de sustancias y la posibilidad de generar

diagramas del tipo termodinámicos (presión vs. entalpia, temperatura vs. presión, etc.).

2.3 SIMULACIÓN

La simulación de procesos en estado estacionario juega un papel muy importante en la

industria química, como una herramienta adecuada y oportuna para el diseño,

caracterización, optimización y monitoreo de procesos industriales (Martinez Sifuentes

et al., 2000).

2.3.1 Componentes

Los AVUs se consideran compuestos por una mezcla de ácido oleico (C18H34O2),

trilinoleina (C57H98O6) y trioleina (C57H104O6). El ácido oleico representa el porcentaje

de AGL (AOCS Oficial Method Ca 5a -40). La trilinoleina y trioleina son los

triglicéridos mayoritarios que componen el aceite de soja y girasol.

Para el proceso de producción de biodiesel se utiliza como reactante metanol con 99%

de pureza y como catalizador ácido sulfúrico con 98%.

El componente trilinoleina no se encuentra en la base de componentes del software

Aspen Plus® por lo que fue necesario generarlo como compuesto hipotético; a partir del

peso molecular (879,38) el simulador estimó las demás propiedades.

2.3.2 Paquete de propiedades

En el proceso de obtención de biodiesel se trabaja principalmente con compuestos

polares no electrolíticosa una presión menor a 10 bar (1000 kPa) y existe interacción

líquido-líquido. En función de estas características y en base al diagrama de decisión

recomendado por Carlson (1996), los paquetes de propiedades adecuados para realizar

la simulación de la esterificación y transesterificación de AVUs en Aspen Plus®

resultaron UNIQUAC, NRTL y sus variantes. En esta Tesis se decidió utilizar NRTL,

ya que permitió obtener resultados favorables en trabajos de simulación de producción

https://pubchem.ncbi.nlm.nih.gov/#query%3DC57H98O6


usados. 2020


de biodiesel de otros autores tales como Zhang et al. (2003), Lee et al. (2011), Yun et al.

(2013), Yancy-Caballero y Guirardello (2015), Aboelazayem et al. (2018), y Santos et

al. (2018).

Los parámetros de interacción binaria se estimaron con Aspen Plus® utilizando los

modelos de UNIFAC (Aboelazayem et al., 2018; Granjo et al., 2017; Santos et al.,

2018; West et al., 2008; Yancy-Caballero & Guirardello, 2015).

2.4 OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA

2.4.1 Redes de Intercambio de Calor (RIC)

El ahorro energético en un proceso se puede conseguir mediante una red de intercambio

de calor, en la cual se recupera el calor de las corrientes calientes y se envía a las

corrientes frías, minimizando las necesidades energéticas en los servicios auxiliares

donde estas líneas se deben enfriar o calentar respectivamente, reduciendo así los costos

operativos de la instalación (Kemp, 2007; Renedo Estébanez & Fernández Díez, 2003a).

De acuerdo con uno de los objetivos específicos de esta Tesis se estudiaron diferentes

metodologías de optimización de redes de intercambio de calor: Diagrama de contenido

de calor, Punto de Pliegue (Curva Compuesta, Gran Curva Compuesta) y un modelo de

programación no lineal entera mixta. Luego se seleccionó la más adecuada para aplicar

en el proceso de obtención de biodiesel a partir de AVUs.

➢ Diagrama de contenido de calor

Masso y Rudd (1969) y Nishida y Lapidus (1977) propusieron el uso de diagramas de

contenido de calor como ayuda en la asignación de los intercambios que generan una

red de recuperación de energía. Aunque el enfoque es heurístico y no garantiza una

solución óptima, proporciona una manera bastante clara de entender la lógica para una

buena solución del problema. Este método consiste en realizar un diagrama como se

muestra en la Figura 2.1 y seguir tres reglas heurísticas.


usados. 2020


Figura 2.1. Diagrama de contenido de calor

Para realizar el diagrama se debe tener en cuenta lo siguiente:

• En el eje vertical se representan las temperaturas de entrada y salida de las

corrientes de proceso calientes y frías.

• El origen de la escala de temperatura se ajusta por separado tal que todas las

corrientes calientes estén situadas por encima del eje horizontal y todos los

flujos fríos por debajo del eje horizontal

• El eje horizontal representa la magnitud relativa de las tasas de flujo de

capacidad calorífica (m Cp).

• El área de cada bloque se corresponde con el flujo de calor a ser retirado o

añadido a la corriente, a fin de que llegue a la temperatura deseada de salida.

• Cada bloque se dibuja de manera que las corrientes calientes se encuentren en

un orden decreciente con respecto a la temperatura de entrada, y las corrientes

frías se encuentren en un orden decreciente con respecto a la temperatura de

salida.

Las reglas heurísticas son:

1) Los calentadores y enfriadores, si son necesarios, van en el extremo de la

corriente.

2) El intercambio se realiza entre la corriente caliente con la temperatura de

entrada más alta y la corriente fría con la temperatura de salida más alta, se

sigue esta regla hasta agotar las posibilidades de intercambio. Es conveniente

identificar cada intercambio con una letra mayúscula.


usados. 2020


3) Procedimiento:

a. Si la temperatura de entrada del bloque frío (Tck) + ΔT mínimo > la

temperatura de salida (Tsh) del bloque caliente, se elimina el bloque

caliente por debajo de la temperatura Tck + ΔT, que no puede ser

intercambiada con el bloque frío.

b. Si la temperatura de entrada del bloque caliente (Thk) – ΔT mínimo < la

temperatura de salida (Tsc) del bloque frío, se elimina el bloque frío por

encima de la temperatura de Thk − ΔTm, que no puede ser

intercambiada con el bloque caliente. Esta regla se aplica hasta agotar

las posibilidades de intercambio.

➢ Método Punto de Pliegue

El análisis de Punto de Pliegue es una de las metodologías para el diseño de sistemas de

intercambio de calor más eficientes (Alvarez et al., 2007).

Para determinar el Punto de Pliegue se realiza el ajuste de las temperaturas a partir de la

diferencia de temperatura mínima (∆Tmin) de la siguiente forma: a) A las temperaturas

de las corrientes calientes se les resta el valor ∆Tmin/2, y b) A las temperaturas de las

corrientes frías se les suma el valor ∆Tmin/2 (Cervero et al., 2006; Kemp, 2007)

ordenando luego las temperaturas ajustadas (T*) de manera decreciente.

El ΔTmin es una diferencia de temperaturas en el extremo crítico del intercambiador

que proporciona el mejor compromiso entre el costo de servicios y el costo del equipo.

Se toma por lo general, en forma heurística, un valor de ΔTmin de 10 a 20 °C (Jimenez

Gutierrez, 2003).

Para cada intervalo de temperatura establecido se efectúa el balance de entalpía a través

de la Ecuación 1 (Jimenez Gutierrez, 2003; Kemp, 2007; Seider et al., 2004).

ΔHi = (∑ m HCpH − ∑ m C CpC) ∗ (Ti − Ti+1) ( 1 )

donde:

ΔHi: diferencia de entalpía del intervalo, kJ/h

m : flujo másico, kg/h

Cp: capacidad calorífica, kJ/(°C h)


usados. 2020


T: temperaturas, °C

H: corriente caliente

C: corriente fría

i: intervalo de temperatura.

Para realizar el cálculo de la Ecuación 1 es conveniente trazar un gráfico auxiliar donde

se representan todas las corrientes con sus m Cp sobre los intervalos de temperaturas

ajustados ((Kemp, 2007; Smith, 1995; Wells & Rose, 1986), ya que esto permite

determinar las corrientes consideradas en cada intervalo con una visión más clara.

A partir de estos resultados se forma una cascada de calor del nivel inicial al final,

suponiendo que no hay una fuente de calor externa (QH = Q1 = 0) (Jimenez Gutierrez,

2003), evaluándose la cantidad de calor que fluye desde un nivel de temperatura inicial

hasta un nivel siguiente, mediante la Ecuación 2.

Qi+1 = Qi + ΔHi ( 2 )

donde:

Qi: cantidades de calor en el intervalo de temperatura i, kJ/h

Qi+1: cantidad de calor en el intervalo de temperatura i+1, kJ/h

ΔHi: entalpía en el intervalo de temperatura “i”, kJ/h

La presencia de valores negativos en esta cascada de calor implicaría la violación de la

segunda Ley de la Termodinámica por lo que, para corregir este efecto, es necesario

agregar calor de una fuente externa coincidente con el valor negativo más alto

representado por QH, y calcular nuevamente la Ecuación 2 con un valor inicial igual a

QH. De esa forma se obtiene el calor corregido (Qcorregido); este valor debe cumplir con el

flujo natural de calor, es decir Qi debe ser positivo en toda la cascada (Jimenez

Gutierrez, 2003; Seider et al., 2004).

Para diseñar la RIC se deben considerar algunos aspectos, tales como la existencia de

emparejamientos de líneas térmicas no permitidos debido a las características físicas de

la instalación, la seguridad ante posibles reacciones si los fluidos se ponen en contacto,

la imposibilidad de encontrar un material para el intercambiador que sea compatible con

ambos fluidos a la vez, la existencia de otros emparejamientos obligatorios u

aconsejables que pueden estar motivados (entre otras causas) por la proximidad física de


usados. 2020


ambos fluidos, y la flexibilidad o factibilidad de la red para funcionar con diferente

modo operativo (Renedo Estébanez & Fernández Díez, 2003a).

Existen tres aspectos importantes a considerar en el diseño de redes de intercambiadores

de calor:

• QH: representa la cantidad mínima de calentamiento que se necesita por parte

de servicios externos, determinado para la temperatura más alta.

• QC: representa la cantidad mínima de enfriamiento obtenido para la

temperatura más baja.

• Punto de Pliegue: es la temperatura a través de la cual el flujo de calor es

nulo.

En el diseño de las redes de intercambio es esencial no transferir calor a través del Punto

de Pliegue, no usar calentamiento abajo del Punto de Pliegue y no usar enfriamiento

arriba del Punto de Pliegue (Jimenez Gutierrez, 2003; Kemp, 2007; Zoughaib, 2017)

Para diseñar la red se debe realizar un esquema de las corrientes divididas por el Punto

de Pliegue, indicando para cada una de estas la temperatura de entrada y salida (Jimenez

Gutierrez, 2003). Para elegir los intercambios adecuados se deben cumplir ciertas

condiciones tanto por debajo como por encima del Punto de Pliegue (Renedo Estébanez

& Fernández Díez, 2003b, 2003c):

Inmediatamente encima del Punto de Pliegue:

Condición 1: Número de corrientes, Ecuación 3:

NH ≤ NC ( 3 )

donde: NH es el número de corrientes calientes y NC es el número de corrientes frías.

De esta manera las corrientes calientes no requerirán de servicios de refrigeración sobre

el Pinch.

Condición 2: Flujos calóricos específicos, Ecuación 4:

m CpH ≤ m CpC ( 4 )

Esto es porque hay que asegurar que, en el extremo caliente, la corriente caliente se

enfríe más rápidamente de lo que se calienta la fría; de otro modo la diferencia de


usados. 2020


temperaturas en la entrada caliente del intercambiador sería menor que la temperatura

de aproximación, y se produciría una violación del ∆T mínimo seleccionado.

Condición 3: Diferencial de flujos calóricos

Aunque se cumplan las condiciones anteriores, no siempre es posible el intercambio

entre dos corrientes, la limitación reside en la llamada Diferencia de Flujos Calóricos.

Es posible encontrar un intercambio Pinch cuando la diferencia m Cptotal es positiva o

nula (Ecuación 7) y, a su vez, para que el diseño sea factible la diferencia de flujos

calóricos entre las corrientes a enlazar (Ecuación 6) debe ser menor o igual a la

diferencia total de flujos calóricos (Ecuación 5).

Δm Cp ≤ Δm Cptotal ( 5 )

siendo:

ΔCp = m CpC − m CpH ( 6 )

Δm Cptotal = ∑m CpC − ∑m CpH ( 7 )

Los subíndices H y C significan caliente (hot) y fría (cold) respectivamente.

Inmediatamente debajo del Punto de Pliegue:

De forma similar a la metodología utilizada por encima del Punto de Pliegue,

comenzando siempre por los intercambios adyacentes al mismo, implica la

consideración de las mismas restricciones existentes para la parte superior pero de

sentido contrario. Por lo tanto, las consideraciones para temperaturas inferiores al punto

de pinzamiento se definen de la siguiente manera:

Condición 1: Numero de corrientes, Ecuación 8:

NH ≥ NC ( 8 )

Condición 2: Flujos calóricos específicos, Ecuación 9:

m CpH ≥ m CpC ( 9 )

Condición 3: Diferencial de flujos calóricos, Ecuaciones 10-12:


usados. 2020


Δm Cp ≤ 𝛥m Cptotal

siendo:

( 10 )

Δm Cp = m CpH − m CpC

( 11 )

Δm Cptotal = ∑m CpH − ∑m CpC ( 12 )

Los subíndices H y C significan caliente (hot) y fría (cold) respectivamente.

Cuando la Condición 1 y/o la Condición 2 no se cumplen se deberá dividir la corriente

que corresponda para cumplir con estas (Kemp, 2007).

El Punto de Pliegue también se puede determinar de forma gráfica mediante la Curva

Compuesta y la Gran Curva Compuesta:

• El método de la Curva Compuesta consiste en graficar a la vez una curva para

las necesidades de refrigeración, Curva Compuesta Caliente (CCC), y otra para las

necesidades de calentamiento, Curva Compuesta Fría (CCF).

Para la construcción de CCF y CCC se deben representar todas las corrientes en un

diagrama T vs. ΔH estableciendo intervalos a partir de los valores extremos de

temperaturas de todas las corrientes involucradas en la posible red de intercambio. Para

cada intervalo de temperatura establecido se efectúa el balance de entalpía (Ecuación 1)

(Kemp, 2007; Materials, 2004; Renedo Estébanez & Fernández Díez, 2003a; Seider et

al., 2004; Zhang et al., 2003). Las curvas CCC y CCF se representan en el diagrama con

una diferencia mínima entre ellas igual al ΔTmin (Figura 2.2). En dicha representación

se determinan los valores QH (calor de calentamiento) y QC (calor de enfriamiento).


usados. 2020


Punto de Pliegue/Pinch

CCC

CCF

ΔH

Figura 2.2. Diagrama T-H de CCC y CCF

El ΔTmin se observa en un solo punto entre las corrientes calientes y frías. Cuando en

ese punto la corriente fría se superpone con la corriente caliente (Figura 2.3), logrando

un ΔT=0, se halla el Punto de Pliegue o Pinch (Renedo Estébanez & Fernández Diez,

2003a).

ΔH

Figura 2.3. Punto de pliegue a partir de las curvas compuestas

ΔTmin Qh

Qc

T

T


usados. 2020


Punto de Pliegue

• La Gran Curva Compuesta es la representación en una sola curva agrupando a

las corrientes calientes y frías mostrando la variación del suministro y demanda de calor

en todo el proceso. Se utiliza para determinar los valores mínimos de servicios

auxiliares, las temperaturas de los mismos y la combinación de servicios más adecuados

para un proceso en particular (Rašković & Stoiljković, 2009; Ravagnani & Suárez,

2012).

Una de las formas para obtener la GCC es graficar los valores de la temperatura

ajustada y el flujo de calor de ese intervalo (T* vs. Qi) como se muestra en Figura 2.4.

Las zonas sombreadas en dicha figura corresponden a posibilidades de integración de

calor entre corrientes de proceso (Caballero Suárez & Ravagnani, 2012). El punto donde

la GCC toca el eje de temperaturas ajustadas corresponde al Punto de Pliegue. Los

extremos de la GCC se corresponden con los requerimientos mínimos de servicios

externos, el calor de calefacción QH y el de refrigeración QC, como se observa en la

Figura 2.4.

Figura 2.4. Lectura de parámetros sobre la GCC

➢ Superestructura

La optimización energética se puede realizar a partir de un modelo de programación no

lineal entera mixta generado en función de una superestructura, la cual consiste en una

representación en etapas dentro de las cuales puede ocurrir intercambio de calor entre


usados. 2020


corrientes calientes y frías. La simplicidad de esta metodología habilita la consideración

simultánea de factores de diseño (Inchaurregui - Méndez et al., 2015; Yee &

Grossmann, 1990).

El número de etapas (k) se fija como el máximo entre el número de corrientes calientes

y corrientes frías, como se expresa en la Ecuación 13. Las temperaturas de cada etapa se

consideran variables de optimización. En cada etapa las corrientes se dividen y se

dirigen a un posible intercambio, a la salida del intercambiador se mezclan nuevamente

para formar la corriente que ingresa a la siguiente etapa (Inchaurregui - Méndez et al.,

2015; Serna González et al., 2003; Yee & Grossmann, 1990).

k = max {NH , NC} ( 13 )

donde k: número de etapas

NH: número de corrientes calientes

NC: número de corrientes frías.

En la Figura 2.5 se muestra una superestructura a partir de la cual se realiza la

formulación matemática del modelo de optimización energética presentado por las

Ecuaciones 14 a 34, el cual se planteó en base al trabajo de Inchaurregui - Méndez et al.

(2015). Esta superestructura está formada por 4 corrientes frías y 2 corrientes calientes,

por lo que tiene 4 etapas. En el modelo matemático la variable i representa las corrientes

calientes y la variable j las corrientes frías.

Los intercambiadores de la Superestructura son a contracorriente (Figura 2.5); estos

intercambiadores son más eficientes en función de las temperaturas de las corrientes del

proceso involucradas en los intercambios (García, 1996; Inchaurregui - Méndez et al.,

2015; Kern, 1965; Lujan, 2000).

• Balance de energía para las corrientes calientes del proceso:

(TE(i) − TS(i)) m Cp(i) = q(i, j, k) + QC (i) ( 14 )

• Balance de energía para las corrientes frías del proceso:

(TS(j) − TE(j)) ∗ m Cp(j) = q(i, j, k) + QH(j) ( 15 )


usados. 2020


Figura 2.5. Superestructura

• Balance de calor del lado de las corrientes calientes en el intervalo k:

(TK(i, k) + TK(i, k + 1)) m Cp (i) = ∑ q(i, j, k) j

( 16 )

• Balance de calor del lado de las corrientes frías en el intervalo k:

(TK(j, k) + TK(j, k + 1))m Cp (j) = ∑ q(i, j, k) i

( 17 )

• Cantidad de calor de servicio externo de enfriamiento:

(TK(i, k) − TS(i)) m Cp(i) = QC (i) ( 18 )

• Cantidad de calor de servicio externo de calentamiento:

(TK(j, k) − TK(j))m Cp(j) = QH(j) ( 19 )

• Condiciones de flujo en contracorriente:

TE(i) = TK(i, 1) ( 20 )


usados. 2020


TE(j) = TK(j, k) ( 21 )

TK(i, k) > TK(i, k + 1) ( 22 )

TK(j, k) > TK(j, k − 1) ( 23 )

TE (i) < TK(i, k + 1) ( 24 )

TS(j) > TK(j, 1) ( 25 )

• Restricciones lógicas:

q(i, j, k) − min(QC (i), QC(j)) ∗ Z (i, j, k) < 0 ( 26 )

QC (i) − Q(i) ∗ ZCU < 0 ( 27 )

QC(j) − Q(j) ∗ ZHU < 0 ( 28 )

• Fuerza de conducción para la entrada de la etapa:

DT (i, j, k) < TK(i, k) − TK(j, k) + DTMAX (i, j) ∗ (1 − Z(i, j, k)) ( 29 )

• Fuerza impulsora para la salida de la etapa:

DT (i, j, k + 1) < TK(i, k + 1) − TK(j, k + 1) + DTMAX (i, j) ∗ (1 − Z(i, j, k)) ( 30 )

• Parámetro DTMAX:

DTMAX (i, j) = max ( 0, TE(j) – TE(i), TE(j) – TS(i), TS(j) – TE(i), TS(j)

− TS(i) ) ( 31 )

• Determinación de la fuerza impulsora para los calentadores:

DTHU < (TSHU − TK (j, 1)) ( 32 )

• Determinación de la fuerza impulsora para los enfriadores:

DTCU < (TK (j, k + 1) − TSCU ) ( 33 )


usados. 2020


Función objetivo:

Qmin. ext = ∑ QC (i) + ∑ QH (j)

( 34 )

i j

donde:

TE: Temperatura de entrada, °C.

TS: Temperatura de salida, °C.

m Cp: Producto del flujo másico por la capacidad calorífica, kJ/(h °C).

Q: Flujo de calor intercambiado entre las corrientes calientes y frías en cada

etapa, kJ/h.

QC: Flujo de calor de servicio externo de enfriamiento, kJ/h.

QH: Flujo calor de servicio externo de calentamiento, kJ/h.

TK: Temperatura límite de la etapa, °C.

Z: Variable binaria para intercambiadores.

ZCU: Variable binaria para enfriadores.

ZHU: Variable binaria para calentadores.

DT: Fuerza impulsora en los límites de intervalos, °C.

DTMAX: Límite superior de la fuerza impulsora, °C.

DTHU: Fuerza impulsora de los calentadores, °C.

TSHU:Temperatura de salida del servicio de calentamiento, °C.

DTCU: Fuerza impulsora de los enfriadores, °C.

TSCU: Temperatura de salida del servicio de enfriamiento, °C.

Qmin.ext: Flujo de calor mínima de servicio externo, kJ/h.

Este sistema de ecuaciones no lineales, fue codificado en el software GAMS® a fin de

encontrar la estructura de intercambio calórico óptima minimizando el requerimiento de

servicio externo de energía. Se aplicó el Solver BARON (Branch And Reduce

Optimization Navigator) para la resolución de este modelo. Este solver de GAMS

brinda la solución global de programas no lineales (NLP) y enteros mixtos (MINLP)

(GAMS, 2019).


usados. 2020


➢ Selección de la metodología

Mediante Estudios de Casos se evaluaron las metodologías Diagrama de Contenido de

Calor y Punto de Pliegue (Laborde, 2013), a partir de los cuales surgió que se obtiene un

resultado más preciso con la metodología Punto de Pliegue.

En el presente trabajo de Tesis se utilizó la metodología Punto de Pliegue y un modelo

de programación no lineal entera mixta. Esta última permite encontrar una solución

cuando se presentan limitaciones en el método Punto de Pliegue.

2.4.2 Bomba de Calor

La Bomba de Calor es un dispositivo apto para recuperar la energía desechada de baja

calidad, permitiendo transferir calor de un medio de baja temperatura a otro de alta

temperatura (Cengel & Boles, 2012; López et al., 2006). Es útil cuando los niveles de

temperatura de las corrientes no permiten hacer un intercambio de calor en el proceso,

como es el caso de las corrientes de servicio del rehervidor y condensador de las torres

de destilación. En la Figura 2.6 se presenta esquemáticamente el ciclo de una bomba de

calor.

En el proceso de obtención de biodiesel a partir de AVUs la bomba de calor se aplicó

para la integración de calor en la torre de destilación, QL es el calor que ingresa al

evaporador de la bomba de calor que proviene del condensador de la torre de destilación

y QH es el calor que libera el condensador de la bomba de calor entregado al rehervidor

de la torre de destilación.

Una limitación de las bombas de calor convencionales es operar con fuentes de calor

cuya temperatura es superior a los 40 °C; en estos casos desfavorables el compresor

debería operar con una relación de compresión demasiado alta, provocando por tanto

una temperatura de salida del compresor elevada y un rápido desgaste del equipo (Toro

López et al., 2012). En esta Tesis se planteó aplicar la bomba de calor para la

integración de calor en la torre de destilación de purificación de metanol.


usados. 2020


Figura 2.6. Esquema de una Bomba de Calor

Los balances de energía aplicados al diseño de la bomba de calor se presentan en las

Ecuaciones 35 a 37 (Cengel & Boles, 2012).

QL = m ΔH ( 35 )

QH = m ΔH ( 36 )

W = m ΔH ( 37 )

donde: QL: Flujo de calor que ingresa al evaporador de la bomba de calor, kJ/h.

QR: Flujo de calor que libera el condensador de la bomba de calor, kJ/h.

W: Potencia que requiere el compresor, kJ/h.

ΔH: Diferencia de entalpía, kJ.

m : Flujo másico, kg/h.

2.4.3 Ciclo Rankine Orgánico (ORC)

El Ciclo Rankine Orgánico (ORC) permite producir energía eléctrica a partir de calor

residual (Hipólito-Valencia et al., 2014; Lira-Barragán et al., 2014). Si bien los procesos

de ORC ya se conocen desde hace tiempo, actualmente ganan un interés cada vez mayor

(Braimakis & Karellas, 2018; Tajik Mansouri et al., 2019; Vescovo & Spagnoli, 2017).


usados. 2020


En este proyecto se plantea aplicar el ORC para evaluar la posibilidad de

aprovechamiento del calor residual de la torre de destilación de purificación de

biodiesel, cuya temperatura de operación es mayor a 40 °C.

➢ Selección del Fluido de Trabajo para el ORC

Para la selección del refrigerante se debe considerar principalmente lo establecido por el

Protocolo de Montreal para la protección de la capa de ozono y la clasificación de

seguridad de acuerdo con la norma ASHRAE 34.

Luego de estas consideraciones, la selección del fluido de trabajo para el ORC se efectúa

dependiendo de la aplicación, la fuente y el nivel de calor a utilizar. El fluido debe tener

propiedades termodinámicas óptimas a las temperaturas y presiones más bajas posibles

(Nowak et al., 2008; Vélez et al., 2012b).

Por otra parte el fluido debe ser económico, no tóxico, no inflamable y amigable con el

medio ambiente, permitiendo asimismo el mayor uso posible de la energía disponible de

la fuente de calor (Lai et al., 2011; Lira-Barragán et al., 2014; Vélez et al., 2012b).

El daño al medio ambiente de los refrigerantes se mide en base de dos valores:

✓ Su potencial para dañar la capa de ozono (ODP).

✓ Su potencial para calentar el planeta (GWP).

El ODP es medido en base al potencial de daño del refrigerante R-11, de manera tal que

un refrigerante con ODP de 0,5 ocasiona un daño en la capa de ozono equivalente a la

mitad del que daño que produce el refrigerante R-11. El GWP indica el efecto ambiental

ocasionado como producto de una fuga de 1 kg de dicho refrigerante al ambiente,

comparado con el efecto causado por 1 kg de CO2 (R-744) en el calentamiento del

planeta (Plazas Monroy, 2012; Quiroga, 2013).

➢ Síntesis del ORC

El principio de funcionamiento del ORC es el mismo que el del ciclo Rankine

convencional donde se utiliza agua (R718). En el ORC el fluido de trabajo es un

compuesto orgánico de bajo punto de ebullición, que hace necesaria una menor

temperatura para su evaporación, comparada con la que requiere R718. En la bomba

(Figura 2.7) se presuriza el fluido líquido a entropía constante, que se inyecta en el

https://es.wikipedia.org/wiki/Convenio_de_Viena_para_la_protecci%C3%B3n_de_la_capa_de_ozono


usados. 2020


evaporador para producir vapor a presión constante, que luego se expande

isentrópicamente en la turbina conectada a un generador, y finalmente, el vapor de

salida es condensado en el condensador a presión constante y aspirado por la bomba

para comenzar el ciclo nuevamente (Vélez et al., 2012b).

Figura 2.7. Ciclo Rankine Orgánico

Las Ecuaciones 38 a 41 son los balances de energía que corresponden a las ecuaciones

de diseño del ORC (Cengel & Boles, 2012; Vélez et al., 2012a).

QL = m ΔH ( 38 )

Q𝑅 = m ΔH ( 39 )

WBomba = m ν Δp ( 40 )

WTurbina = m ΔH ( 41 )

donde: QL: Flujo de calor que ingresa al evaporador del ORC, kJ/h.

QR: Flujo de calor que libera el condensador del ORC, kJ/h.

WBomba: Potencia que requiere la bomba, kJ/h.

WTurbina: Potencia generada por el ORC, kJ/h.

ΔH: Diferencia de entalpía, kJ.

Δp: Diferencia de presión, atm.

m : Flujo másico, kg/h.

ν: Volumen especifico, m3/kg.


usados. 2020


La eficiencia energética total del ciclo (η) está dada por la Ecuación (42).

η = (WTurbina − WBomba)/QL ( 42 )

2.5 ESTIMACIÓN DE COSTOS

En esta Tesis se plantea realizar una comparación de alternativas de costos mutuamente

excluyentes. La técnica más directa de comparación para este tipo de alternativas es

determinar el valor actual neto (VAN) de cada una basado en la inversión total,

seleccionándose luego el de menor VAN negativo (DeGarmo et al., 1998).

2.5.1 Costos de capital

La estimación de costos de capital según el nivel de definición del proyecto (Turton et

al., 2008) se clasifica en:

• Clase 5: Estimación de orden de magnitud: requiere de un 0% a 2% de

definición del proyecto completo.

• Clase 4: Estimación de estudio: requiere de un 1% a 15% de definición del

proyecto completo.

• Clase 3: Estimación preliminar: requiere de un 10% a 40% de definición del

proyecto completo.

• Clase 2: requiere de un 30% a 70% de definición del proyecto completo.

• Clase 1: Estimación detallada: requiere de un 50% a 100% de definición del

proyecto completo.

En este proyecto se realizará una estimación de Clase 4 (Estimación de estudio), ya que

este tipo de estimación utiliza una lista de los principales equipos del proceso. Pero a la

vez se realiza una estimación diferencial entre las distintas alternativas (DeGarmo et al.,

1998), por lo tanto los equipos que se tienen en cuenta son aquellos que son diferentes

entre las alternativas de estudio. Se estiman postulando la construcción de una nueva

planta y es la suma de tres contribuciones: 1) Los costos totales del módulo básico, que

representa la suma del costo de capital de cada unidad de equipo principal determinada

con la técnica de costeo del módulo, 2) Los costos de contingencia, que cubren los


usados. 2020


p

p

p

𝐵𝑀

costos y tarifas imprevistos asociados con la integridad de la información del costo del

diagrama de flujo y los datos, y 3) Los gastos con instalaciones auxiliares, incluida la

compra de terrenos, los servicios externos y los servicios públicos (Gasca-González et

al., 2018).

La técnica de costeo del módulo está dada por las Ecuaciones 43-46 (Turton et al.,

2008).

CBM = C° FBM ( 43 )

log10 C° = K1 + K2 log10 A + K3 (log10 A)2 ( 44 )

FBM = B1 + B2 FpFM ( 45 )

log10Fp = C1 + C2log10p + C3 (log10P)2 ( 46 )

donde: CBM: es el costo del equipo (Estimación 2001 – CEPCI 397), US$.

FBM es el factor de costo

C° es el costo de compra de equipo en condiciones básicas, US$.

K1 , K2 y K3 constantes tabulados por equipo [Tabla A1, Turton et al. (2008)]

A dimensión característica del equipo

B1 y B2 valores constantes tabulados por equipo [Tabla A4, Turton et al. (2008)]

Fp es el factor de presión

p es la presión en barg (1bar = 0,0 barg = 1 atm)

C1, C2 y C3 son constantes tabuladas por equipo [Tabla A2, Turton et al. (2008)]

FM es el factor del material por equipo [Figura A.18, Turton et al. (2008)].

Cuando FM y Fp son iguales a la unidad se tiene 𝐶° .

Los costos de contingencia se determinan con la Ecuación 47 (Turton et al., 2008).

n

CTM = 1,18 ∑ CBM,i

i

( 47 )

donde: n es el número de equipos totales.

Los gastos de instalaciones auxiliares se estiman con la Ecuación 48 (Turton et al.,

2008).

https://www.sciencedirect.com/topics/engineering/flowsheet

https://www.sciencedirect.com/topics/engineering/flowsheet


usados. 2020


BM,i

n

CAF = 0,50 ∑ C°

( 48 )

i

donde: n es el número de equipos totales.

Finalmente se determina el costo base del proceso con la Ecuación 49 (Turton et al.,

2008).

CGR = CTM + CAF ( 49 )

Es necesario actualizar los costos determinados utilizando el índice CEPCI, Ecuación

50.

Costo actual (U$S) = Costo Original ∗ Valor índice actual

Valor índice Original

( 50 )

El índice utilizado es el CEPCI julio 2019 ("Chemical Engeniering ", 2019).

2.5.2 Costos de Servicios

La determinación de costos de utilidades externas, agua de enfriamiento y vapor de

calentamiento, utilizados en enfriadores y calentadores respectivamente, se estimó a

partir de la Ecuación 51 planteada por Ulrich y Vasudevan (2006).

CS,u = a(CE PCI) + b (CS,f) ( 51 )

donde: CS,u: es precio del servicio, US$/kg para vapor y US$/m3 para agua.

a y b: son coeficientes.

CS,f: es el precio del fuel, US$/galón.

CE PCI: es el coeficiente de actualización de costos.

Para el servicio de agua de enfriamiento, la Ecuación 52 presenta el cálculo del

coeficiente a (Ulrich & Vasudevan, 2006), mientras que el coeficiente b es 0,003.

Ambos bajo la condición 0,01 < q < 10 m3/s.

a = 0,0001 + 3. 10−5q−1 ( 52 )

donde: q es el caudal de agua enfriamiento, m3/s.


usados. 2020


s

Para el servicio de vapor de calentamiento (Ulrich & Vasudevan, 2006), las Ecuaciones

53 y 54 muestran cómo determinar los coeficientes a y b, respectivamente.

a = 2,5 + 10−5m−0,9 ( 53 )

b = 0,0034p0,05 ( 54 )

donde: p: es la presión, 1< p < 46 barg

ms: es el flujo másico de servicio, 0,06 < ms < 40 kg/s.

PRODUCCIÓN DE

BIODIESEL


usados. 2020


3. PRODUCCION DE BIODIESEL

Como se ha mencionado antes, el biodiesel es un combustible alternativo no tóxico y

biodegradable que se obtiene a partir de fuentes renovables (Zhang et al., 2003). En la

comercialización de biodiesel a partir de aceite virgen, un importante obstáculo es su

costo de fabricación principalmente por el costo de la materia prima, en comparación

con el combustible diesel a base de petróleo. El aceite de cocina usado es una de las

fuentes económicas para la producción de biodiesel (Kulkarni & Dalai, 2006). Sin

embargo, los ácidos grasos libres y algunos triglicéridos polimerizados formados como

producto en la fritura (Hamilton & Perkins, 2002) pueden afectar la transesterificación y

las propiedades del biodiesel.

Dado que en este proyecto se utilizan AVUs como materia prima, la obtención de

biodiesel se realiza en dos etapas, una de esterificación en la cual se eliminan los ácidos

grasos libres y otra consecutiva de transesterificación donde los triglicéridos se

transforman en ésteres metílicos (biodiesel).

3.1 ESTERIFICACIÓN

La reacción de esterificación catalítica que se lleva a cabo como primera etapa del

proceso de obtención de biodiesel para eliminar los AGL de los AVUs se presenta en la

Ecuación 55. El ácido oleico (C18H34O2), que representa los AGL, reacciona con el

metanol (CH3OH) utilizando ácido sulfúrico como catalizador para producir agua (H2O)

y metil oleato (C19H36O2).

𝐶18𝐻34𝑂2 + 𝐶𝐻3𝑂𝐻 → 𝐻2𝑂 + 𝐶19𝐻36𝑂2 ( 55 )

En la Figura 3.1 se presenta el diagrama de flujo general del proceso de Esterificación

de AVUs. Inicialmente se mezclan el metanol fresco y el catalizador, posteriormente

ingresan al reactor junto con los AVUs donde ocurre la reacción de esterificación.

Luego se separan reactivos y productos, los AVUs sin AGL se envían a la próxima

etapa de transesterificación y se lleva a cabo la destilación para purificar el metanol

(obteniéndose metanol recuperado MET-R y agua).


usados. 2020


Figura 3.1. Diagrama general del proceso de esterificación

En esta Tesis se planteó estudiar tres alternativas de proceso de esterificación: Para las

Alternativas 1 y 2 se empleó una materia prima con 6% de AGL (Zhang et al., 2003)

bajo las mismas condiciones de reacción, difiriendo entre ellas en cuanto al equipo de

separación utilizado: torre de lavado para la Alternativa 1 (Zhang et al., 2003);

decantador para la Alternativa 2 (Aboelazayem et al., 2018). Para estas alternativas de

proceso las condiciones de temperatura de reacción y presión fueron 60 °C y 400 kPa

(3,94 atm), respectivamente, y se utilizó una relación molar de metanol/AGL de 6/1, tal

como proponen Zhang et al. (2003). El catalizador ácido sulfúrico se empleó en una

proporción de 6% en peso en relación a los AGL (Berrios et al., 2007). El reactor se

modeló como un reactor de conversión considerando una conversión de los AGL de

0,97 (West et al., 2008).

En la tercera alternativa (Alternativa 3) se trabajó con un acidez del 5% de AGL (Chai

et al., 2014) bajo condiciones de reacción de 60 °C de temperatura de reacción y una

presión de 1 atm, empleando una relación molar de metanol/AGL de 40/1 y una

fracción de catalizador de 10 % en peso de ácido sulfúrico respecto de los AGL. Estas

condiciones fueron determinadas experimentalmente como óptimas por Chai et al.

(2014) para alcanzar una conversión aproximada del 96%.

3.1.1 Alternativa 1

Se simuló la Alternativa 1 en Aspen Plus® V8.4 (Figura 3.2). En este caso el flujo de la

corriente METANOL es de 167,4 kg/h (5,22 kmol/h), la composición másica de la

corriente AVUS es de 0,06 ácido oleico, 0,26 trioleina y 0,68 trilinoleina, mientras que

el flujo de la corriente H2SO4 es de 2,45 kg/h (0,025 kmol/h).

De dicha simulación se determina que el flujo total a la salida del reactor (R-1) en la

corriente AVUS-2 es de 850,70 kg/h. La composición de la corriente AVUS-2 es: 1,23

kg/h AGL; 41,59 kg/h FAME; 161,36 kg/h metanol; 4,26 kg/h agua y 639,86 kg/h


usados. 2020


AVUs. De acuerdo a esta composición se obtiene una corriente de AVUS esterificados

con una acidez de 0,14%, prácticamente despreciable por lo que en adelante se

considera como AVUs sin AGL. La corriente AVUS-2 pasa por un intercambiador de

calor para alcanzar una temperatura de 46 °C antes de entrar a la etapa de separación.

Como se mencionó anteriormente, la separación en esta alternativa se realiza a través de

una torre de lavado donde se aplica extracción líquido-líquido con glicerol, tal cual

propone Zhang et al. (2003). Esta torre de lavado (T-L-L), donde se separan AVUs sin

AGL, FAME y restos de ácidos grasos libres de metanol, agua y el catalizador, consta

de 3 etapas teóricas y opera a 2 kPa (0,02 atm) al igual que propone Zhang et al. (2003)

ya que los flujos de producción son similares.

Para determinar la cantidad de glicerol necesaria y la temperatura óptima de operación

se utilizó la herramienta Model Analysis Tools del software Aspen Plus® que permite

estudiar la variación de los flujos de salida de la torre de lavado en función del flujo de

glicerol y de la temperatura de operación de la misma.

Figura 3.2. Alternativa 1: Simulación en Aspen Plus V8.4®

En la Figura 3.3 se presenta la variación del flujo extraído de metanol y agua de la

corriente AVUS-3 en función del flujo de glicerol utilizado en la torre T-L-L, el

objetivo de este análisis es determinar el flujo necesario de glicerol para eliminar la

mayor cantidad de agua y metanol de la corriente de AVUS-3.

A partir del análisis de las curvas obtenidas que se muestran en la Figura 3.3 se

seleccionó un flujo de glicerol conveniente de 115 kg/h, dado a que valores por encima


usados. 2020


de éste sólo aumentan la extracción en un 0,18% para el metanol y para el agua ya se

alcanza la extracción máxima. Este flujo de glicerol se asemeja al propuesto por Zhang

et al. (2003).

162

161

160

159

158

157

156

155

154

153

152

0 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200 220 240

Flujo de Glicerol (kg/h)

4,265

4,260

4,255

4,250

4,245

4,240

Metanol Agua

Figura 3.3. Flujo de Metanol vs. Flujo de Glicerol y Flujo de Agua vs. Flujo de Glicerol en

la torre T-L-L

En la Figura 3.4 se presenta el análisis de la variación del flujo de metanol y agua de la

corriente LAVADO en función de la temperatura de la corriente AVUS-3. El objetivo

de este análisis es determinar la temperatura óptima de la torre de lavado que ocasione

el mayor flujo de los componentes agua y metanol en la corriente LAVADO, o sea, la

mayor eliminación de agua y metanol en la corriente de triglicéridos (AVUS-3).

161,4

161,3

161,2

161,1

161

160,9

160,8

160,7

160,6

160,5

0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

T (°C)

Metanol Agua

4,2635

4,2634

4,2634

4,2633

4,2633

4,2632

4,2632

4,2631

Figura 3.4.Variación del Flujo de Metanol y Flujo de Agua en la corriente LAVADO en

función de la temperatura de la corriente AVUS-3

Flu

jo d

e M

eta

no

l (kg

/h)

Flu

jo M

eta

nol (k

g/h

)

Flu

jo d

e a

gu

a (

kg/h

)

Flu

jo d

e A

gua

(kg/

h)


usados. 2020


La corriente AVUS-3 sale del reactor a 60 °C. Al observar la Figura 3.4 se verifica que

es factible enfriar esta corriente AVUS-3 hasta 46 °C como propone Zhang et al. (2003)

para su ingreso a la torre de lavado T-L-L.

La torre de destilación se simuló de acuerdo a lo establecido por Zhang et al. (2003);

consta de 5 etapas, la presión en el rehervidor es de 30 kPa (0,3 atm) y en el

condensador de 20 kPa (0,2 atm), lográndose una recuperación del 94% del metanol

ingresado.

En esta alternativa, en la corriente de salida AVUS-4 se obtiene un flujo de 694 kg/h

que contiene un 89% de triglicéridos, 0,13% AGL, 0,11% de agua, 4,78% metanol y

demás impurezas. Y el flujo de metanol recuperado en la corriente de salida (MET-R)

de la torre de destilación (T-1) es de 125 kg/h con un 0,4% de agua.

3.1.2 Alternativa 2

En este caso se simuló en Aspen Plus® el proceso de esterificación reemplazando la

torre de lavado de la Alternativa 1 por un decantador, como se muestra en la Figura 3.5.

El objetivo de esta alternativa es optimizar el proceso y evitar emplear el componente

glicerol. Las demás condiciones de equipos y proceso son idénticas a la Alternativa 1.

Figura 3.5. Alternativa 2: Simulación en Aspen Plus V8.4®

Con el objetivo de determinar la temperatura óptima de decantación, se realizó un

estudio de casos utilizando nuevamente la herramienta Model Analysis Tools propia del

paquete Aspen Plus V8.4®, el cual se muestra en la Figura 3.6. En este caso el objetivo

del análisis es el efecto de la temperatura del decantador (DEC-1) sobre el flujo de

metanol y agua en la corriente LAVADO.


usados. 2020


Analizando la Figura 3.6 se observa que si se aumenta la temperatura de la corriente

AVUs-2 no se favorece a la decantación, a 60 °C se recuperaría el 95,62% del Metanol

y el 99,25% del Agua en la fase inferior. Operando el decantador a temperatura

ambiente (25° C) se logra recuperar el 99,79% del Agua y el 98,08% del Metanol en la

corriente LAVADO. Temperaturas de operación inferiores a la ambiente prácticamente

no aumentan la eficiencia de separación, requiriendo además un consumo energético de

enfriamiento improductivo. Por lo que se concluye que es factible realizar una buena

separación en el rango de temperatura de 25 °C a 60 °C.

165 3,5

160 3,48

155

150

145

3,46

3,44

3,42

3,4

140 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100

Temperatura del decantador (°C)

3,38

Metanol T de reaccion T ambiente Agua

Figura 3.6. Flujo de Metanol vs. Temperatura del decantador – Flujo de Agua vs.

Temperatura del decantador, en la corriente LAVADO.

El tiempo de decantación necesario se estimó utilizando la Ecuación 56 propuesta por

McCabe et al. (1991).

t = 6,24 μA

ρA − ρB

donde: t: es tiempo, h.

μ: es la viscosidad, cP.

ρ: la densidad, lb/ft3.

El subíndice A corresponde al líquido pesado y el B al líquido liviano.

( 56 )

Flu

jo d

e M

eta

no

l (kg

/h)

Fujo

de

Agu

a (k

g/h

)


usados. 2020


La densidad y la viscosidad de cada fase en función de la temperatura de separación se

determinaron mediante la simulación de las corrientes en Aspen Hysys® (Tabla 3.1).

La mezcla “A” contiene AVUs, AGL y FAME (fase continua), mientras que la mezcla

“B” está compuesta por el catalizador, agua y metanol.

Tabla 3.1. Densidad y Viscosidad de cada fase obtenidas en Aspen Hysys®

T (°C) 𝛍𝐀 (cP) 𝛒𝐀 (lb/ft3) 𝛒𝐁 (lb/ft3)

25 423,5 67,2 50,0

40 197,4 67,2 48,8

60 106,4 67,2 47,4

En la Tabla 3.2 se presentan los tiempos de decantación obtenidos a partir de la

Ecuación 56.

Tabla 3.2. Tiempo de decantación

T (°C) t (h)

25 153,2

40 66,6

60 33,6

Al analizar la Tabla 3.2 se observa que en el rango de temperaturas factibles de

separación los tiempos son muy elevados para una planta de producción continua. Por lo

tanto, para disminuir los tiempos de proceso se propone seleccionar un decantador

centrífugo (McCabe et al., 1991) que opere a 25°C que es la temperatura establecida

como más apropiada en función del análisis de la Figura 3.6.

Bajo estas condiciones, en el decantador se obtiene una corriente de salida AVUS-4 con

un flujo de 719 kg/h, la cual contiene un 87,5% de triglicéridos, 0,14% AGL, 0,15% de

agua, 46,4% metanol y demás impurezas. Y el flujo de metanol recuperado en la

corriente de salida (MET-R) de la torre de destilación (T-1) es de 112 kg/h con un 0,6%

de agua.


usados. 2020


3.1.3 Alternativa 3

En esta alternativa de proceso se modifican las condiciones de la etapa de reacción y el

porcentaje de acidez de los AVUs con respecto a la Alternativa 2, como se mencionó al

inicio de esta sección, y se diseña la torre de destilación (T-1).

En este caso, el flujo de la corriente METANOL es de 154,43 kg/h (4,82 kmol/h), la

composición másica de la corriente AVUS es de 0,05 ácido oleico, 0,27 trioleina y 0,68

de trilinoleina y el flujo de la corriente H2SO4 es de 3,40 kg/h (0,035 kmol/h). Se

simula el proceso como se muestra en la Figura 3.7.

Figura 3.7. Alternativa 3: Simulación en Aspen Plus® V8.4

A partir de la simulación se determinó que el caudal de entrada a la torre de destilación

es de 123,3 kg/h (Corriente LAVADO) con una fracción molar de metanol de 0,96.

Mediante el Método de McCabe-Thile (Treybal, 1980) se realizó un diseño conceptual

preliminar de la torre de destilación para purificar el metanol a un 99,85% en peso

(porcentaje de pureza del metanol que comercializa YPF). La alimentación a la torre

ingresa a 25 °C a una presión de 1 atm (líquido en estado termodinámico sin alcanzar el

punto de burbuja). La relación de reflujo del diseño se fijó en 1,5 veces del valor

mínimo.

Se determinó que la cantidad de platos reales es 9 con una eficiencia de 86%. La

alimentación ingresa en el plato 3, la presión en el condensador es de 1,02 atm y la del

rehervidor de 0,97 atm. La temperatura de tope y de fondo resultaron 65,10 °C y 98,42

°C, respectivamente.


usados. 2020


Bajo estas condiciones, en esta alternativa se obtiene una corriente de salida AVUS-4

con un flujo de 716,8 kg/h que contiene un 88,6% de triglicéridos, 0,15% AGL, 0,10%

de agua, 6,28% metanol y demás impurezas. Y el flujo de metanol recuperado en la

corriente de salida (MET-R) de la torre de destilación (T-1) es de 108,65 kg/h con un

1,5% de agua.

3.1.4 Comparación de alternativas

Al comparar las tres alternativas tecnológicas del proceso de esterificación de AVUs, se

observó que el flujo de salida de dicho proceso (Corriente AVUS-4) alcanza el objetivo

de disminuir su acidez por debajo de lo permitido para ingresar al proceso de

transesterificación.

Para llevar a cabo la selección de una de las alternativas tecnológicas planteadas se

efectuó un análisis económico diferencial (DeGarmo et al., 1998). Este análisis permite

asegurar si una inversión adicional es económicamente viable.

En la Tabla 3.3 se presentan los costos de los insumos y en la Tabla 3.4 los costos de los

equipos que son diferentes en cada alternativa (no se tienen en cuenta aquellos que son

iguales).

El costo de los insumos y del decantador centrífugo se obtuvo de la página web

“Alibaba.com” (Alibaba, 2019), el costo de los reactores se obtuvo de la página web

“Matches” (Milligan & Milligan, 2014). El costo de las torres se calculó a partir de las

ecuaciones de costo de capital de la sección 2.5.1, considerando en las torres de

destilación el condensador y rehervidor como intercambiadores de calor de área igual a

1 m2; esta consideración se realizó debido a que el área de estos equipos resultó menor a

la unidad y las correlaciones son para áreas en un rango de 1 a 10 m2. Los costos se

actualizaron con la Ecuación 50.

Tabla 3.3. Costos de los insumos en cada alternativa de proceso de Esterificación

Insumo Flujo (kg/h) Costo (US$/año)

Alternativa Metanol 167,41 1.157.138

Ácido sulfúrico 2,45 7.409 1

Glicerol 115 844.560

Alternativa Metanol 167,41 1.157.138

2 Ácido sulfúrico 2,45 7.409

Alternativa

3

Metanol 154,42 1.067.351

Ácido sulfúrico 3,4 10.282


usados. 2020


Costo diferencial de capital (US$) 4.431

Tabla 3.4. Equipos diferenciales y costo de inversión en cada alternativa de esterificación.

Equipos Detalle Inversión (US$)

Alternativa

Torre Extracción L-L 3 etapas- 2,12 m3 8.569

Torre destilación 5 etapas -2,6 m3 17.433 1

Reactor 2,77 m3 137.524

Alternativa

2

Torre destilación 5 etapas -2,6 m3 17.433

Alternativa Torre destilación

12 etapas 4,32 m3

21.066

Reactor 2,65 m3 97.429 3

Decantador Centrifugo 2m3/h 13.000

En la Tabla 3.5 se resumen las diferencias de costos entre las Alternativas 1 y 2. Con

estos se realiza un flujo de fondos a 10 años y se calcula el VAN con una tasa de interés

en dólares de 0,05%.

Tabla 3.5. Diferencia de costos entre las Alternativas 1 y 2.

Concepto Alternativa 2 - Alternativa 1

Costo diferencial operativos (US$) -844.560

Como resultado de este análisis es posible notar que la disminución de los costos

operativos en 844.560 US$/año obtenidos al invertir los US$4.431 adicionales de

capital en la Alternativa 2 dan un VAN de US$6.517.037, por lo cual se justifica la

inversión adicional.

Asimismo se realizó la comparación entre la Alternativas 2 y 3, en la Tabla 3.6 se

muestran las diferencias de costos entre éstas.

Tabla 3.6. Diferencia de costos entre las Alternativas 2 y 3.

Concepto Alternativa 2 – Alternativa 3

Costo diferencial operativos (US$) 86.914

En este caso, al observar la Tabla 3.5, es posible notar que la Alternativa 2 tiene mayor

costo de inversión y de servicio que la Alternativa 3. Calculado el VAN para este caso

Costo diferencial de capital (US$) 36.462

Reactor 2,77 m3 137.524

Decantador Centrifugo 2m3/h 13.000


usados. 2020


resultó negativo (-707.588 US$), por lo que no se justifica la inversión adicional de

capital de la Alternativa 2 en comparación con la Alternativa 3.

En consecuencia, para llevar a cabo la esterificación de AVUs se seleccionó la

Alternativa 3, en la cual el proceso se realiza a presión atmosférica y la separación de

productos y reactivos se realiza por decantación.

3.1.5 Análisis de Sensibilidad en Alternativa 3: Calidad de AVUs

A partir del proceso de esterificación diseñado en la Alternativa 3 se realizó un análisis

de sensibilidad para determinar cuál es el máximo nivel de acidez del AVUs que el

proceso puede tolerar en su ingreso, manteniendo las condiciones de reacción, para

obtener un producto tratado con 0,5% o menos de AGL. Para tal efecto, se simuló en

Aspen Plus el proceso de esterificación de AVUs con distintos contenidos de AGL:

5% (Chai et al., 2014), 6% (Zhang et al., 2003); 10,92% (Rudd, 1968); 15% (Jacobson

et al., 2008) y 20% AGL (Alvarez et al., 2007), y los resultados se compararon mediante

un gráfico del porcentaje de AGL en la corriente de salida de esterificación en función

del % AGL en alimentación (Figura 3.8).

0,80

0,70

0,60

0,50

0,40

0,30

0,20

0,10

0,00

0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 22

% AGL en la corriente de alimentación

Figura 3.8. Variación del %AGL en la salida del proceso de Esterificación en función del

%AGL en la corriente de alimentación (se mantienen fijas las condiciones de reacción).

En base a estos resultados se determinó una correlación lineal (Ecuación 59) entre %

AGL en alimentación y % AGL en la salida de la esterificación.

% A

GL

en

co

rrie

te d

e s

alid

a d

e la

Es

teri

fica

cio

n


usados. 2020


%AGL en salida esterificación = 0,0341 × %AGL en la alimentación ( 57 )

Con la Ecuación (57) se determinó que el proceso de esterificación diseñado en la

Alternativa 3 puede procesar materia prima con un máximo de 14,66% de AGL para

cumplir con la condición de que la salida de la esterificación contenga no más de 0,5 %

AGL.

3.2 TRANSESTERIFICACIÓN

La transesterificación es la reacción entre los triglicéridos de los AVUs y el metanol

(CH3OH) para formar biodiesel y glicerol (C3H8O3); en este caso, los triglicéridos que

se consideran como componentes mayoritarios del AVUs son la trioleina (C57H98O6) y

la trilinoleina (C57H98O6). En las Ecuaciones 58 y 59, se muestran las reacciones de

transesterificacion de la trioleina y trilinoleina, respectivamente.

𝐶57𝐻104𝑂6 + 3 𝐶𝐻3𝑂𝐻 → 𝐶3𝐻8𝑂3 + 𝐶19𝐻36𝑂2 ( 58 )

𝐶57𝐻98𝑂6 + 3 𝐶𝐻3𝑂𝐻 → 𝐶3𝐻8𝑂3 + 𝐶19𝐻34𝑂2 ( 59 )

Para el proceso de transesterificación de AVUs esterificados el diseño se basó en la

propuesta de Zhang et al. (2003) con algunas modificaciones. Al igual que en el caso de

esterificación de AVUs, estos autores utilizaron equipos a presión. En el presente

trabajo de Tesis se planteó trabajar a presión atmosférica, tal como fue realizado el

diseño para la reacción de esterificación, con el objetivo de disminuir el costo de

inversión de capital asociado a los equipos a presión.

La alternativa de estudio se basa en las condiciones de reacción experimentales óptimas

determinadas por Cai et al. (2015); Sahar et al. (2018); Bashir et al. (2018) y Ishak y

Kamari (2019):

▪ Temperatura: 60 °C

▪ Presión: 1 atm

▪ Relación molar metanol/aceite vegetal usado esterificado: 6/1

▪ Catalizador: NaOH, 1% en peso en base al aceite vegetal usado esterificado

▪ Conversión: 94% en biodiesel.


usados. 2020


En la Figura 3.9 se presenta la simulación en Aspen Plus® del proceso de

Transesterificación de AVUs. Inicialmente se mezclan 441,3 kg/h de metanol fresco

(METANOL1) y 7,17 kg/h de NAOH (catalizador), posteriormente ingresan al reactor

junto con los AVUs esterificados (AVUS-4). Luego de ocurrir la reacción de

transesterificación se separan por decantación centrífuga, a temperatura ambiente, las

fases mayoritarias de Glicerol (MT-GL-CT) y Biodiesel (FAMEIMP).

Figura 3.9. Simulación del proceso de transesterificación en Aspen Plus®

La Resolución Nacional 6/2010 establece las propiedades requeridas al BIODIESEL

(B100) en el momento y lugar de la entrega a las empresas encargadas de realizar la

mezcla de combustible diesel con éste. A continuación en la Tabla 3.7 se presenta la

composición de las corrientes MT-GL-CT (478,5 kg/h) y FAMEIMP (699,3 kg/h) que

salen del decantador (DEC-2) luego de la separación, fundamentalmente del biodiesel,

de los reactivos sin reaccionar y el glicerol, para analizar si el biodiesel obtenido en la

corriente FAMEIMP cumple con la reglamentación.

Para continuar purificando el biodiesel (Corriente FAMEIMP1), se podría utilizar la

técnica estudiada por Bashir et al. (2018), que consiste en un prelavado del biodiesel

con un 5% de agua seguido del lavado con agua caliente.

Por otra parte, se decidió recuperar el metanol de la corriente MT-GL-CT para su

reutilización mediante destilación simple (Morales et al., 2010). La torre de destilación

diseñada consta de 5 platos teóricos (Zhang et al., 2003) y la presión de operación es la

atmosférica.

Sobre esta base, mediante un estudio de casos se analizó el efecto de la temperatura de

la alimentación (Corriente MT-GL-CT) con respecto a la energía necesaria a utilizarse

en el condensador y rehervidor de la Torre T-2 (Figura 11). La temperatura de líquido

saturado para la mezcla Glicerol-Metanol resultó de 65 °C determinada en la simulación


usados. 2020


Componentes FAMEIMP MT-GL-

en Aspen Plus®. La temperatura de líquido saturado es la recomendada para la mejor

operación de una torre de destilación por McCabe et al. (1991).

Tabla 3.7. Composición másica de cada corriente a la salida del decantador

Fracción Másica

CT

Metanol 0,02 0,85

Trioleina 0,02 0,00

Trilinoleina 0,04 0,00

Ácido Oleico 0,00 0,00

Hidróxido de

Sodio 0,00 0,01

Metil Oleato 0,30 0,00

Metil Linoleato 0,63 0,00

Glicerol 0,00 0,13

Agua 0,00 0,00

En la Tabla 3.8 se muestra el efecto de la variación del calor requerido por el rehervidor

y liberado por el condensador de la torre (T-2) en función de la temperatura de la

alimentación a la misma (Corriente MT-GL-CT).

Tabla 3.8. Energía de la torre T-2 vs. Temperatura de alimentación

T de MT-GL-CT (°C) Q condensador (W) Q rehervidor (W)

25 226854,15 250642,53

45 226854,15 243876,49

65 226854,15 236756,08

Puede observarse que un incremento de la temperatura de la alimentación entre 25 y 65

°C no provocó efecto sobre el calor liberado en el condensador de T-2, pero representó

una reducción de 13886,45 W en la energía requerida en el rehervidor de T-2.

Sin embargo, la energía necesaria para elevar la temperatura de la corriente MT-GL-CT

de 25 °C (temperatura de salida de la corriente del decantador) a 65 °C debería ser de


usados. 2020


21387,6 W, notablemente superior a la reducción de 13886,45 W antes mencionada.

Como resultado de este análisis se concluyó que no resulta conveniente calentar la

alimentación a la torre debido a que se requiere más energía para calentar la

alimentación que la que se ahorra por ingresar la alimentación como líquido saturado.

Por lo tanto, la corriente MT-GL-CT tal como sale del decantador DEC-2 se ingresa a la

torre T-2 o sea a 25 °C (Figura 3.11). Bajo estas condiciones, en la corriente MET-

REC2 se obtiene un flujo de 430 kg/h con un 94% de metanol.

Figura 3.10. Simulación del proceso de transesterificación completo


usados. 2020


OPTIMIZACION

ENERGETICA


usados. 2020


4. OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA

Se estudiaron dos opciones de optimización energética:

• Opción 1: Aplicación de Redes de Intercambio de Calor al proceso de

Esterificación y al proceso de Transesterificación por separado.

• Opción 2: Aplicación de Integración Energética al proceso completo de

obtención de biodiesel.

4.1 Optimización Energética: Opción 1

En primer lugar se realizó la optimización energética del proceso de Esterificación y

luego la del proceso de Transesterificación.

En la Figura 4.1 se presenta el diagrama de flujo de la alternativa de esterificación

seleccionada, que se corresponde con la denominada “Alternativa 3”, en la cual el

proceso se realiza a presión atmosférica, mientras que la separación de productos y

reactivos se realiza por decantación.

Figura 4.1. Flowsheet del proceso esterificación "Alternativa 3"

En la Tabla 4.1 se presentan los parámetros obtenidos a partir de la simulación en

Aspen Plus de las corrientes participantes del proceso de esterificación con

posibilidades de generar una Red de Intercambio de Calor.

Tabla 4.1. Características de las corrientes con posibilidad de integración de calor

Corriente TE (°C) TS (°C) Q (kJ/h) 𝐦 Cp (kJ/h-°C)

C1= MET-CAT 25 60 17069 488

C2= AVUS 25 60 49060 1402

H1= AVUS-2 60 25 67441 1927

H2= CONDENSADOR T-1 66 65 180136 180136

C3= REHERVIDOR T-1 200 201 199626 199626

H3= AGUA-IMP 204 25 5364 30

H4= MET-R 65 25 13948 349


usados. 2020


En las corrientes isotérmicas se especifica una variación ficticia de 1 °C a efectos de los

cálculos (Quirante et al., 2017).

A continuación se presenta el desarrollo del cálculo del Punto de Pliegue en la

Alternativa 3 del proceso de Esterificación de AVUs. A partir de los datos de la Tabla

4.1 se realizó el ajuste de las temperaturas de acuerdo a lo mencionado en “Método

Punto de Pliegue” sección 2.4.1 y dicho ajuste se presenta en la Tabla 4.2. Se selecciona

un ΔTmin de 5°C.

Tabla 4.2. Ajuste de las temperaturas de entrada y salida

Corrientes TE (°C) TS (°C) T* (°C)

Luego del ajuste se ordenaron de mayor a menor y se calculó el balance de entalpía por

intervalo (Ecuación 1) teniendo en cuenta el diagrama auxiliar Figura 4.2. En la Tabla

4.3 se muestra dicho cálculo.

Tabla 4.3. Balance de entalpía y determinación del Punto de Pliegue

T (°C)

ΔHi (kJ/h) Qi Q corregido

203 -199626 0 199626

202 120 -199626 0

198 4045 -199506 120

63 178625 -195461 4165

62 -6043 -16835 182791

58 12484 -22878 176748

28 11528 -10394 189232

23 1134 200760

C1 25 28

60 63

C2 25 28

60 63

C3 200 203

201 204

H1 60 58

25 23

H2 66 64

65 63

H3 204 202

25 23

H4 65 63

25 23


usados. 2020


Figura 4.2. Diagrama auxiliar corrientes del proceso de Esterificación

Al observar la Tabla 4.3, el valor de Q corregido igual a cero se dio en la temperatura

202 °C. Por lo tanto, la temperatura de Punto de Pliegue para las corrientes frías es de

197 °C y el de las calientes es de 207 °C.

A partir de la temperatura de Punto de Pliegue se puede observar que la corriente C3

queda absolutamente por encima de éste, y las demás todas absolutamente por debajo

del Punto de Pliegue. Por lo que se concluyó que la corriente C3 no puede

termodinámicamente integrarse con alguna de las demás corrientes.

Por consiguiente se planteó una Superestructura considerando las corrientes C1, C2, H1,

H2, H3 y H4. Utilizando el software Aspen Energy Analyzer®, se determinaron las

temperaturas de las corrientes de servicio. Para el servicio de enfriamiento se utilizó

agua a temperaturas de entrada y de salida de 15 °C a 25 °C, respectivamente, mientras

que para el servicio de calentamiento se utilizó vapor a temperaturas de entrada y salida

de 249 °C y 250 °C, respectivamente. Los datos termodinámicos de las corrientes

integrantes de la Superestructura necesarios para plantearla se obtuvieron del modelo de

simulación y se muestran en la Tabla 4.1. A partir de la Ecuación 13, se determinó que

el valor de k es 4, éste se corresponde con el número de corrientes calientes.

Se resolvió el modelo matemático correspondiente a la Superestructura (Ec. 14-34)

utilizando el software GAMS para determinar la red de intercambio con el mínimo uso

de servicio de refrigeración y calentamiento.

En el Anexo I se muestra la programación del mismo. Utilizando el Solver ALPHECP

(solucionador que puede aplicarse a problemas generales de MINLP) se obtuvo la

solución de la Superestructura que se presenta en la Figura 4.3. Es posible observar que


usados. 2020


se utiliza la corriente del tope de la torre de destilación (H2) para calentar las corrientes

de ingreso al reactor (C1 y C2).

Figura 4.3. Superestructura resultante de la red de intercambio

del Proceso de Esterificación

En la Figura 4.4 se presenta la red obtenida y los requerimientos de servicios externos,

incluyendo a todas las corrientes. Se observa que las corrientes C1 y C2 se intercambian

totalmente con H2, mientras que las corrientes H1, H3, H4 y C3 requieren de servicio

externo.

Con este arreglo se obtuvo una reducción en el servicio externo del 25%, requiriéndose

un servicio de refrigeración de 200760 kJ/h y un servicio de calefacción de 199626 kJ/h.

Por otra parte, se analizó la posibilidad de integrar la corriente C3 y el calor residual de

la corriente H2, luego del intercambio con C1 y C2, en una Bomba de Calor o un ORC.

Estas alternativas no fueron posibles debido a las temperaturas de la fuente y el

sumidero de calor. Las bombas de calor son aplicables a temperaturas no mayores a 40

°C (Toro López et al., 2012), en el caso bajo estudio la fuente está a 65 °C. Por otro

lado, cuando la temperatura de la fuente es inferior a 100 °C la tecnología ORC no se

considera apropiada (Z. Q. Wang et al., 2012). Esto último se confirmó realizando el

cálculo del rendimiento, el cual resultó del orden de 9% para dos refrigerantes orgánicos

posibles (R123, R134a) ensayados.


usados. 2020


Asimismo se analizó la posibilidad de aprovechar el calor residual (5364 kJ/h) de la

corriente H3 para generar un ORC. Aunque la fuente tiene una temperatura de 204 °C,

no resultó posible su utilización debido a que el punto crítico de los refrigerantes

orgánicos factibles (Categoría A1, A2) es inferior a la temperatura de la fuente.

Figura 4.4. Red de intercambio y necesidades de servicios externos

Proceso de Esterificación

A continuación se realizó la optimización energética del proceso de Transesterificación

para la obtención de biodiesel a partir de AVUs previamente esterificados (Figura 3.11).

En la Tabla 4.4 se presentan las características de las corrientes con posibilidad de

generar una Red de Intercambio de Calor del proceso de Transesterificación de AVUs.

A partir de los datos de las corrientes presentadas en la Tabla 4.4 se aplicó el método

Punto de Pliegue. Se seleccionó un ΔTmin de 5 °C. En la Tabla 4.5, se presenta el ajuste

de las temperaturas de acuerdo a lo anteriormente mencionado en la metodología.


usados. 2020


Tabla 4.4. Características de las corrientes del proceso de Transesterificación

Corriente TE (°C) TS (°C) Q (kJ/h) 𝐦 Cp (kJ/h-°C)

C4= M-CAT-1 25 60 41327,3 1180,78

C5= AVUS-4 25 60 41702,7 1191,51

C6= REHERVIDOR- T2 267 268 940338,0 940380,00

H5= F-IMP 60 25 90065,2 2573,29

H6= GLI-CAT 268 25 33522,7 137,95

H7= MET-REC2 65 25 45931,9 1148,30

H8= FAMEIMP1 80 25 70287,4 1277,95

H9= MET-REC1 80 25 25399,3 461,81

H10= CONDESADOR-T2 66 65 834474,0 834474,00

Tabla 4.5. Ajuste de temperaturas


C4 25

28 60 63

C5 25

28 60 63

C6 267 270

268 271

H5 60

58 25 23

H6 268 266

25 23

H7 65

63 25 23

H8 80

78 25 23

H9 80

78 25 23

H10 66

64

65 63

Luego del ajuste se ordenaron de mayor a menor y se calculó el balance de entalpía por

intervalo (Ecuación 1) teniendo en cuenta el diagrama auxiliar de la Figura 4.5. En la

Tabla 4.6 se muestran los resultados de estos cálculos, y se observa que existen dos

Puntos de Pliegue, uno resultó ser de 270 °C y otro de 266 °C. Por lo tanto, el Punto de

Pliegue corresponde a 263 °C y 267 °C para las corrientes frías, y de 268 °C y 272 °C

para las corrientes calientes.


usados. 2020


Tabla 4.6. Determinación del Punto de Pliegue

T (°C) ΔHi (kJ/h) Qi (kJ/h) Q corregido (kJ/h)

271 -940380 0 940380

270 0 -940380 0

266 25935 -940380 0

78 26288 -914445 25935

64 836352 -888157 52223

63 3269 -51805 888575

58 96810 -48536 891844

28 27997 48274 988654

23 76270 1016651

A partir de las temperaturas de pliegue puede observarse que la corriente C6 queda

absolutamente por encima del Punto de Pliegue, H6 inmediatamente por debajo y las

demás todas absolutamente por debajo del mismo. Por lo tanto se concluyó en que la

corriente C6 termodinámicamente no puede integrarse con ninguna de las demás

corrientes.

Figura 4.5. Diagrama auxiliar para calcular el balance de

entalpía en cada intervalo

En consecuencia, se planteó una Superestructura con las corrientes C4, C5, H5, H6, H7,

H8, H9 y H10. Utilizando el software Aspen Energy Analyzer®, se determinaron las

temperaturas de las corrientes de servicio. Para el servicio de enfriamiento se utiliza

agua a temperaturas de entrada y de salida de 20 °C a 25 °C, respectivamente, y para el

servicio de calentamiento se utiliza vapor a temperaturas de entrada y salida de 125 °C y

124 °C, respectivamente. Las temperaturas del servicio de calentamiento resultaron

menores a las requeridas para el proceso de Esterificación debido a que los

requerimientos de temperatura son menores en este caso.


usados. 2020


Los datos termodinámicos de las corrientes integrantes de la Superestructura necesarios

para poder plantear la misma, se obtuvieron de la simulación y se presentan en la Tabla

4.4. A partir de la Ecuación 13, se determinó que el valor de k es 6, este parámetro se

corresponde con el número de corrientes calientes.

Se resolvió el modelo matemático correspondiente a la Superestructura (Ecuaciones 14-

34) utilizando el software GAMS para determinar la red de intercambio con el mínimo

uso de servicio de refrigeración y calentamiento; en el Anexo II se muestra la

programación del mismo. Utilizando el Solver ALPHECP se obtuvo la solución de la

Superestructura que se presenta en la Figura 4.6, donde es posible notar que se

intercambia la corriente H10 (corriente se salida del tope de la torre) con las corrientes

C4 y C5, que son las corrientes de ingreso de materia prima al reactor.

Figura 4.6.Superestructura del resultado de la red de intercambio de calor

del proceso de Transesterificación

En la Figura 4.7 se presenta la red de intercambio de calor obtenida a partir de la

Superestructura y los correspondientes requerimientos de servicios externos, incluyendo

todas las corrientes. Se observa que las corrientes C4 y C5 se intercambian totalmente

con H2, mientras que las corrientes H5, H6, H7, H8, H9 y C6 requieren de servicio

externo.


usados. 2020


Como resultado de este análisis se obtuvo una reducción en uso del servicio externo del

7,8%, requiriéndose 940380 kJ/h de servicio de calefacción y 1016651 kJ/h de servicio

de refrigeración.

También se analizó la posibilidad de integrar la corriente C6 y el calor residual de la

corriente H10, luego del intercambio con C4 y C5, en una Bomba de Calor o un ORC.

Estas alternativas, al igual que en el proceso de Esterificación, no fueron factibles de

aplicar debido a las temperaturas de la fuente y el sumidero de calor.

Figura 4.7. Red de intercambio y necesidades de servicios externos

Proceso de Transesterificación

Se analizó por otra parte la posibilidad de generar un ORC a partir del calor residual de

la corriente H6; la temperatura de la fuente resultó ser de 268 °C y el calor disponible

33522,7 kJ/h. Al igual que en el caso del proceso de Esterificación, no fue posible

seleccionar un refrigerante amigable con el medio ambiente que tenga su temperatura

crítica por encima de la temperatura de la fuente.


usados. 2020


Por lo tanto, como resultado de este trabajo de optimización energética considerando el

ahorro que pudo obtenerse en el proceso de Esterificación y sumado a al que se logró en

el de Transesterificación, se economiza un total de un 11,2 % de los servicios externos.

4.2 Optimización Energética: Opción 2

En este caso, se llevó a cabo en ensamblaje de los procesos de Esterificación y

Transesterificación de AVUs para la obtención de biodiesel simulados en las secciones

anteriores, a fin de estudiar la optimización energética del proceso completo.

En la Tabla 4.7 se presentan las características de todas las corrientes del proceso de

obtención de biodiesel con posibilidad de generar una Red de Intercambio de Calor.

Tabla 4.7. Características de las corrientes del proceso de obtención de biodiesel

Corriente TE (°C) TS (°C) Q (kJ/h) 𝐦 𝐂𝐩 (kJ/ h°C)

C1= MET-CAT 25 60 17069,0 488

C2= AVUS 25 60 49060,0 1402

C3= REHERVIDOR T-1

200 201 199626,0 199626

C4= M-CAT-1 25 60 41327,3 1181

C5= AVUS-4 25 60 41702,7 1192

C6= REHERVIDOR T-2

267 268 940380,0 940380

H1= AVUS-2 60 25 67441,0 1927

H2= CONDENSADOR T-1

66 65 180136,0 180136

H3= AGUA-IMP 204 25 5364,0 30

H4= MET-R 65 25 13948,0 349

H5= F-IMP 60 25 90065,2 2573

H6= GLI-CAT 268 25 33522,7 138

H7= MET-REC2 65 25 45931,9 1148

H8= FAMEIMP1 80 25 70287,4 1278

H9= MET-REC1 80 25 25399,3 462

H10= CONDENSADOR T-2

66 65 834474,0 834474

A partir los datos de la Tabla 4.7 se aplicó la metodología de Punto de Pliegue,

definiéndose un ΔTmin de 5 °C.


usados. 2020


A continuación se realizó el ajuste de temperaturas (Tabla 4.8) para resolver

posteriormente el balance de entalpía por intervalos a fin de determinar el Punto de

Pliegue (Tabla 4.9). Para realizar el balance de entalpía se utilizó el diagrama auxiliar

por intervalo de la Figura 4.8.

Figura 4.8. Diagrama auxiliar de intervalos de temperaturas

En la Tabla 4.9 puede observarse que el Punto de Pliegue resultó ser de 202,5 °C. Por lo

tanto, el Punto de Pliegue corresponde a 205 °C para las corrientes calientes y a 200 °C

para las corrientes frías.

De acuerdo a estas temperaturas de pliegue, las corrientes H6 y C3 quedan

inmediatamente por encima del punto de pliegue con posibilidad de integración;

mientras que la corriente C6 queda totalmente por encima del Punto de Pliegue, con lo

cual no es posible su integración. Inmediatamente por debajo del Punto de Pliegue

queda solo la corriente H6, las demás están absolutamente por debajo del Punto de

Pliegue. En función de ello se planteó el intercambio entre las corrientes que se

encuentran inmediatamente por encima del Punto de Pliegue; H6 cumple su

requerimiento energético por encima de dicho punto, o sea luego del intercambio sale a

una temperatura de 205 °C.

Al igual que en las secciones anteriores, para las corrientes que están por debajo del

Punto de Pliegue se planteó una Superestructura. Los datos termodinámicos de las

corrientes integrantes de la Superestructura necesarios para el planteo de la misma se

obtuvieron del modelo de simulación y se muestran en la Tabla 4.7. A partir de la


usados. 2020


C1

C2

C3

C4

C5

C6

H1

H2

H3

H4

H5

H6

H7

H8

Ecuación 13, se determinó que el valor de k debe ser 10, este se corresponde

nuevamente con el número de corrientes calientes.

Tabla 4.8. Ajustes de temperaturas del proceso completo


25 27,5

60 62,5

25 27,5

60 62,5

200 202,5

201 203,5

25 27,5

60 62,5

25 27,5

60 62,5

267 269,5

268 270,5

60 57,5

25 22,5

66 63,5

65 62,5

204 201,5

25 22,5

65 62,5

25 22,5

60 57,5

25 22,5

268 265,5

25 22,5

65 62,5

25 22,5

80 77,5

25 22,5


usados. 2020


H9 80 77,5

25 22,5

H10 66 63,5

65 62,5

Tabla 4.9. Cálculo del balance de entalpía y obtención del Punto de Pliegue

T (°C) ΔHi (kJ/h) Qi (kJ/h) Q corregido (kJ/h)

270,5 -940380 0 1131315

269,5 0 -940380 190935

265,5 8553 -940380 190935

203,5 -199488 -931827 199488

202,5 138 -1131315 0

201,5 20822 -1131177 138

77,5 26707 -1110355 20960

63,5 1016518 -1083647 47668

62,5 4285 -67130 1064185

57,5 -109295 -62845 1068470

27,5 39524 -172140 959175

22,5 -132615 998700

Se resolvió el modelo matemático (Ecuaciones 14-34) utilizando el software GAMS

para determinar la red de intercambio con el mínimo uso de servicios de refrigeración y

calentamiento (Anexo III). Se obtuvo una red de intercambio entre las corrientes H2 y

C1, H2 y C2, H2 y C4 y H2 y C5, en todas las etapas de la Superestructura.

En la Figura 4.9 se presenta la red de intercambio obtenida para el proceso completo de

obtención de biodiesel.

Con esta red de intercambio de calor se logró un ahorro de un 14,2% en servicio de

calentamiento y de 10,9% en servicio de enfriamiento, similar al obtenido en la Opción

1. En función de ello se procedió a realizar un análisis económico para determinar cuál

de las dos opciones es la más conveniente.


usados. 2020


Figura 4.9. Diagrama de la Red de Intercambio de Calor proceso completo

de obtención de biodiesel

ANÁLISIS DE COSTOS DE

LAS OPCIONES DE

OBTENCIÓN DE BIODIESEL


usados. 2020


5. ANÁLISIS DE COSTOS DE LAS OPCIONES DE OBTENCIÓN

DE BIODIESEL

Se realizó el análisis diferencial de costos entre las alternativas factibles de obtención de

biodiesel con integración de calor y sin ella. Dichas alternativas son:

• Opción 1: Proceso de obtención de biodiesel considerando la optimización

energética de los procesos de esterificación y transesterificación por separado.

• Opción 2: Proceso de obtención de biodiesel considerando la optimización

energética del proceso completo.

Los costos de capital se determinaron utilizando las ecuaciones expresadas en la

Sección 2.5.1 y los costos de servicio con las ecuaciones presentadas en la Sección

2.5.2.

En la Tabla 5.1 y 5.2, se muestran con una “x” los equipos que pertenecen al proceso

completo de obtención de biodiesel, con integración de calor y sin ella, para las

Opciones 1 y 2 de diseño, respectivamente. Se puede observar que hay muchos equipos

comunes en ambos diseños, por lo tanto estos equipos no se considerarán para realizar

el análisis económico diferencial, ya que al realizar la diferencia entre la inversión de

capital de uno y otro diseño se cancelan estos costos.

En las Tablas 5.3 y 5.4 se presentan los cálculos de la inversión de capital para los

equipos diferenciales de cada diseño (sin y con RIC) del proceso de Esterificación y

Transesterificación, respectivamente (Opción 1).

Luego, en las Tablas 5.5 y 5.6 se presentan los cálculos de los servicios externos

diferenciales de los diseños de procesos (con y sin RIC), para la Opción 1 del proceso

de Esterificación y Transesterificación, respectivamente, siguiendo la ecuaciones

planteadas en la sección 2.5.2 de costos de servicios externos.

Y en la Tabla 5.7 se presenta la diferencia de costos entre el proceso con y sin RIC para

la Opción 1, a partir de los cuales se generó el flujo de fondos diferencial para 10 años y

se determinó el VAN cuyo valor resultó ser de US$29.821.901.


usados. 2020


Tabla 5.1. Equipos de Opción 1

Equipos Sin RIC Con RIC

Mezclador Mix-1 x x

Calentador C-1 x

Calentador C-2 x

Reactor R-1 x x

Enfriador E-1 x x

Decantador DEC-1 x x

Torre T-1 x x

Condensador T-1

x x

< área

Rehervidor T-1 x x

Enfriador en AGUA-IMP x x

Enfriador en MET-R x x

Mezclador Mix-2 x x

Calentador C-3 x

Calentador C-4 x

Reactor R-2 x x

Enfriador E-2 x x


Torre T-2 x x

Condensador T-2

x x

< área

Rehervidor T-2 x x

EV x x

Enfriador GLI-CAT x x

Enfriador MET-REC2 x x

Enfriador FAMEIMP1 x x


Intercambiador H10-C4 x





usados. 2020


Enfriador AGUA-IMP x x

Reactor R-2 x x

Condensador T-2 x x



Tabla 5.2. Equipos de Opción 2

Equipos Sin RIC Con RIC

Mezclador Mix-1 x x

Calentador C-1 x

Calentador C-2 x

Reactor R-1 x x

Enfriador E-1 x x


Torre T-1 x x

Condensador T-1 x x

< área

Mezclador Mix-2 x x

Enfriador MET-R x x

Calentador C-4 x

Enfriador E-2 x x

Torre T-2 x x

Rehervidor T-2 x x

Enfriador GLI-CAT x x

Enfriador FAMEIMP1 x x






EV x x


Calentador C-3 x

Rehervidor T-1 x x

< área


usados. 2020


2

Tabla 5.3. Estimación de Costo de capital proceso de Esterificación – Opción 1

Sin

Equipo A

(m )*

CP = CP

(A)

CBM = CBM°

(2001)

CBM

(2019)

CGR

2019(US$)

C1

C4

*Obtenidos con Aspen Energy Analyzer. **El valor real es menor a 1 m2 (0,1 – 0,3 m2)

se aproxima a la unidad porque es el rango mínimo de la correlación para

intercambiadores.

Calentador (MET- 1**

CAT)

4158,1 13.680 20.979

RIC Calentador (AVUs) 1** 4158,1 13.680 20.979 262.359,3

Condensador T-1 5,8 22636,9 74.476 114.209

Intercambiador H2- 2,6

10610,7 34.909 53.534

Con RIC

Intercambiador H2-

C2 7,6 29046,5 95.563 146.546

462.041,8

Condensador T-1 3,7 14854,6 48.872 74.945

Tabla 5.4. Estimación de Costo de capital proceso de Transesterificación – Opción 1

A (m2) Equipo

*

CP = CP

(A)

CBM = CBM°

(2001)

CBM

(2019)

CGR 2019

(US$)

Sin Calentador (Avus-4) 1** 2.903,1 9.551 14.647

RIC Calentador (M-CAT) 1** 2.903,1 9.551 14.647 5.501.056,20

Condensador T-2 28,4 643.211,2 2.116.165 3.245.144

Intercambiador H10- 6,4

24.797,2 81.583 125.108

Con RIC

Intercambiador H10-

C5 6,3 24.438,9 80.404 123.300

5.051.809,30

Condensador T-2 25,6 546.778,9 1.798.903 2.758.622

Equipo Q (J/s) m (kg/s) s q (m3/s) p (barg) a b CS,u

CS,u Total

US$/año

Calentador (MET-CAT) 4741,4 Sin

Calentador (AVUs) 13627,8 RIC

Condensador T-1 50037,8

Intercambiador H2-C1 -

Intercambiador H2-C2 -

Condensador T-1 31668,6

1,134

3,26

1,197

-

-

0,758

0,013 2,41E-05

9,32E-06

0,0031

-

-

0,0031

0,003

0,003

0,003

-

-

0,003

0,02

0,01

1,88

US$/kg

US$/kg

US$/m3

1.876.745

Con

RIC

0,001

-

-

0,001

0,013

-

-

0,013

44.263

1,88 US$/m3

Tabla 5.5. Costos de servicio Transesterificación –Opción 1

Equipo Q

(J/s)

ms q p

(kg/s) (m3/s) (barg) a b

Costo de

Servicio

Total

US$/año

Sin

RIC

Con

RIC

Tabla 5.6. Costos de servicio Esterificación –Opción 1

Calentador (Avus-4) 11584,1 2,771 0,013 1,08E-05 0,003 0,01 US$/kg

Calentador (M-CAT) 11479,8 2,746 1,09E-05 0,003 0,01 US$/kg 2.353.661

Condensador T-2 231798,3 5,545 0,006 0,013 0,0031 0,003 1,88 US$/m3

Intercambiador H10-C4 - - - - - -

Intercambiador H10-C5 - - - - - - 291.751

Condensador T-2 208734,4 4,994 0,005 0,013 0,0031 0,003 1,88 US$/m3

Op

timiza

ción

en

erg

ética

de

red

es d

e in

terca

mbio

de

calo

r: ap

licació

n a

la

sínte

sis del p

roce

so d

e p

roducció

n d

e b

iodie

sel a

partir d

e a

ceite

s vegeta

les

usa

do

s. 2

02

0

91 In

g. M

aría

Fe

rna

nd

a L

ab

ord

e

2


Tabla 5.7. Diferencia de costos para la Opción 1.

Concepto Sin Red Con Red Diferencia (Con red - Sin red)

Inversión de Capital 5.763.415,60 5.513.851,10 -249.564,50

Costo de Servicios 4.230.407,05 336.014,65 -3.894.392,40

En las Tablas 5.8 y en la 5.9 se presentan los cálculos realizados de la inversión de

capital para los equipos diferenciales de cada diseño (sin y con RIC) planteado para el

proceso y los costos de servicios diferenciales de la Opción 2, respectivamente.

Tabla 5.8. Costo de Capital de Opción 2

Equipo A

(m )*

CP = CP

(A)

CBM = CBM°

(2001)

CBM

(2019)

CGR

2019(US$)

Calentador

(MET-CAT)

1**

4.158

13.680

20.979

492.541

Calentador (AVUs) 1,0** 4.158 13.680 20.979

Sin Condensador T-1 5,8 22.637 74.476 114.209

RIC Rehervidor T-1 5,9 22.999 75.666 116.034

Calentador (Avus-4) 1,0** 4.158 13.680 20.979

Calentador

(M-CAT)

1**

4.158

13.680

20.979

Intercambiador 2,6

10.611

34.909

53.534

H2-C1

Intercambiador 7,8

29.746

97.865

150.076

H2-C2

Con

Intercambiador

H2-C4

6,5

25.155

82.760

126.912

RIC Intercambiador 6,6 25.512 83.934 128.713

H2-C5

Intercambiador 1

4.158

13.680

20.979

H6-C3

Condensador T-1 1 4.158 13.680 20.979

Rehervidor T-1 5,6 21.911 72.088 110.547

*Obtenidos con Aspen Energy Analyzer. **El valor real es menor a 1 m2 (0,1 – 0,3 m2)

se aproxima a la unidad porque es el rango mínimo de la correlación para

intercambiadores.

Optimización energética de redes de intercambio de calor: aplicación a la

síntesis del proceso de producción de biodiesel a partir de aceites vegetales 2020 usados.

Tabla 5.9. Costos de servicios Opción 2

Equipo Q (J/s) ms (kg/s) q (m3/s) p (barg) a b Costo Servicio Total

US$/año

Sin

RIC

Con

RIC

4.173.397

Op

timiza

ción

en

erg

ética

de

red

es d

e in

terca

mbio

de

calo

r: ap

licació

n a

la

sínte

sis del p

roce

so d

e p

roducció

n d

e b

iodie

sel a

partir d

e a

ceite

s vegeta

les

usa

do

s. 2

02

0

93

Ing

. Ma

ría F

ern

an

da

La

bo

rde

Calentador (MET-CAT) 4741,4 1,1 0,013 2,41E-05 0,003 0,02 US$/kg

Calentador (AVUs) 13627,8 3,3 0,013 9,32E-06 0,003 0,01 US$/kg

Condensador T-1 50037,8 12 0,012 0,002606 1,57 US$/m3

Rehervidor T-1 55451,7 13,3 0,013 2,64E-06 0,003 0,0015 US$/kg

Calentador (Avus-4) 11584,1 2,8 0,013 1,08E-05 0,003 0,0065 US$/kg

Calentador 11479,8 2,7

0,013 1,09E-05 0,003 0,0065 US$/kg

(M-CAT)

Intercambiador H2-C1 - - - - - - - -



Intercambiador H2-C5 - - - - - - - - 765.066


Condensador T-1 8604,7 2,1 0,002 0,0031 0,003 1,87302 US$/m3

Rehervidor T-1 46139,7 11,038 0,0013 3,11E-06 0,003 0,00187904 US$/kg


En la Tabla 5.10 se presenta la diferencia de costos entre el proceso con y sin RIC para

la Opción 2. A partir de estos valores diferenciales se realizó el flujo de fondo a 10 años

y se calculó el VAN cuyo valor resultó ser de US$26.004.005.

Tabla 5.10. Diferencia de costos para la Opción 2.

Concepto Sin Red Con Red Diferencia

Para calcular el VAN se utilizó una tasa en dólares de 0,05% (Banco Nación Argentina,

nov. 2019).

En la Tabla 5.11 resume el análisis diferencial de costos de las Opciones 1 y 2 realizado

anteriormente a modo de comparación entre las opciones de optimización energética del

proceso de obtención de Biodiesel. La diferencia: Costo proceso con RIC - Costo

proceso sin RIC.

Tabla 5.11. Análisis de costos diferencial

CGR diferencial (US$s)

2019

CS,u diferencial (US$/año)

2019

VAN

diferencial

Opción 1 -249.564 -3.894.392 29.821.901 US$

Opción 2 314.218 -3.408.330 26.004.006 US$

Se puede ver que en la Opción 1 la inversión en capital (CGR) sin redes de intercambio

de calor resultó superior al proceso con red de intercambio. Por el contrario, en la

Opción 2 la alternativa con red de intercambio de calor resultó de mayor costo. Para el

caso de los costos operativos, los costos fueron superiores cuando no se aplicó red de

intercambio de calor.

Al analizar el valor del VAN ambas alternativas con red de intercambio de calor,

resultaron ser convenientes de implementar, pero la mejor alternativa económicamente

fue la Opción 1 ya que obtuvo el mayor valor de VAN.

Optimización energética de redes de intercambio de calor: aplicación a la

síntesis del proceso de producción de biodiesel a partir de aceites vegetales 2020 usados.

(Con red - Sin red)

Costo diferencial capital 4.92.541,00 806.758,60 314.217,60

Costo difernecial operativos 4.173.396,52 765.066,21 -3.408.330,30

CONCLUSIONES


usados. 2020


6. CONCLUSIONES

En este proyecto se realizó la síntesis, análisis y posterior optimización energética del

proceso de obtención de biodiesel a partir AVUs, mediante dos procesos catalíticos

consecutivos de esterificación y transesterificación con metanol.

Los AVUs se consideraron compuestos principalmente por trilinoleina, trioleina y ácido

oleico provenientes de aceites de soja y de girasol. Se estimó una composición de estos

triglicéridos de un 75% y 25% para el aceite de girasol y de un 66% y 34% para el

aceite de soja, respectivamente, con un acidez libre del 5-6% (ácido oleico). La síntesis

de la planta se realizó para un caudal másico de AVUs de 680,7 kg/h.

Para realizar los diseños y análisis de alternativas se utiliza la herramienta de simulación

en el software Aspen Plus, seleccionándose el paquete de propiedades NTRL.

Se estudiaron tres alternativas de síntesis de esterificación, determinándose mediante un

análisis económico diferencial que la mejor fue la Alternativa 3 donde se trabaja a 60 °C

de temperatura de reacción y presión de 1 atm, empleando una relación molar de

metanol/AGL de 40/1 y usando ácido sulfúrico como catalizador al 10% en peso

respecto de los AGL, alcanzándose una conversión aproximada del 96%. Para esta

alternativa, la separación, fundamentalmente de los triglicéridos y el metanol sin

reaccionar, luego de la reacción se diseñó utilizando un decantador centrífugo.

Se realizó un análisis de sensibilidad con respecto al nivel de acidez de los AVUs al

ingresar al proceso de esterificación en la alternativa seleccionada, para obtener un

producto tratado con 0,5% de AGL (o menos) en los AVUs, determinándose que como

máximo la corriente de AVUs que ingrese al proceso de esterificación diseñado debe

contener 14,66% de ácidos grasos libres.

Para la reacción de transesterificación, en base a una búsqueda bibliográfica de trabajos

experimentales, se seleccionaron las condiciones óptimas siguientes: para la reacción 60

°C y 1 atm, relación molar metanol/aceite vegetal usado esterificado de 6/1, catalizador

NaOH 1% en peso en base al aceite vegetal usado, alcanzándose una conversión de 94%

en biodiesel. Luego de la reacción la separación se realizó en decantador, y

posteriormente la corriente de biodiesel fue concentrada por evaporación del agua,

lográndose un contenido de ésteres metílicos de 96% m/m, un 0,5% por debajo del


usados. 2020


mínimo requerido para llegar a cumplir con la calidad reglamentaria (Resolución

Nacional 6/2010).

Se evaluaron dos opciones de integración energética del proceso de obtención de

biodiesel: Opción 1: Aplicar redes de intercambio de calor al proceso de esterificación y

al de transesterificación por separado; Opción 2: Aplicar integración energética al

proceso completo de obtención de biodiesel. La RIC se diseñó, en ambos casos, a partir

de dos metodologías diferentes: el método Punto de Pliegue y un modelo de

programación no lineal entera mixta. En ambas opciones el ahorro energético fue del

orden del 12%, por lo que la selección de la opción más conveniente se realizó mediante

un análisis económico diferencial entre la alternativa con y sin red de intercambio de

calor. Ambas opciones con integración de calor presentaron mayor VAN que las sin

integración, debido fundamentalmente a la disminución en los costos operativos. El

valor de VAN para las Opciones 1 y 2 fue 29.821.901 y US$ 26.004.006,

respectivamente, con lo cual que se concluyó que la Opción 1 es la alternativa

tecnológica económicamente más conveniente.

PERSPECTIVAS FUTURAS


usados. 2020


7. PERPECTIVAS FUTURAS

• Estudiar el efecto del contenido de agua en las corrientes de metanol recuperado

sobre el rendimiento de los reactores.

• Simular y analizar los procesos con reactores cinéticos.

• Estudiar las torres de destilación de los procesos a presiones de operaciones

bajas, de modo de disminuir la temperatura de las fuentes de calor con el

objetivo de aplicar bombas de calor y analizar su conveniencia desde el punto de

vista económico.

• Analizar la técnica propuesta por Bashir et. al, 2018 de purificación del

biodiesel.

• Desarrollar un modelo multiobjetivo aplicable a la planificación óptima de

biorefinerías involucrando objetivos económicos, ambientales y sociales en

Argentina.


usados. 2020


TRANSFERENCIAS DE

RESULTADOS


usados. 2020


8. TRANSFERENCIAS DE RESULTADOS

➢ Artículos publicados en revistas ▪ LABORDE M.F.; ORIFICI L.I.; BANDONI J.A.; PONCE ORTEGA

J.M,; GELY M.C.; PAGANO A.M. Optimization of the production process of

biodiesel from Jatropha curcas oil. Revista Latin American Applied Research.

2019. Vol. 49. N°4. ISSN 0327-0793.

▪ LABORDE, MARÍA FERNANDA; SERNA GONZALEZ, MEDARDO;

PONCE ORTEGA, JOSÉ MARÍA; PAGANO, ANA MARIA; GELY, MARÍA

CRISTINA. Optimización del proceso de esterificación de aceites vegetales

usados para la producción de biodiesel. Revista Avances en Ciencia e

Ingeniería. La Serena: Executive Bussines School. 2017. Vol. 8. N°1. Pág. 17-

30. ISSN 0718-8706.

▪ VERÓNICA RODRIGUEZ; MARIA FERNANDA LABORDE;

MARÍA CRISTINA GELY; ANA MARIA PAGANO. Sustainable Biodiesel:

Kinetic Study and Modeling of Catalytic Esterification of Used Vegetable Oils as

The First Stage of the Production Process. Journal of the Argentine Chemical

Society. Anales de la Asociación Química Argentina. Buenos Aires: Asociación

Química Argentina. 2017. Vol.104 N°1. Pág. 21-33. ISSN 2545-8655.

▪ LABORDE, MARÍA FERNANDA; SERNA GONZALEZ, MEDARDO;

PAGANO, ANA MARIA; GELY, MARÍA CRISTINA. Technical-Economic

Study of the Esterification Process of Used Vegetable Oils (UVOs) using Heat

Exchange Networks (HENs). Advanced Materials Research. Trans Tech

Publications. 2016. Vol.1139. Pág. 40 - 45.

▪ LABORDE, MARÍA FERNANDA; ORIFICI, LAURA IVANA;

PAGANO, ANA MARIA; GELY, MARÍA CRISTINA. Redes de intercambio

calórico en la producción de biodiesel a partir de aceites vegetales usados.

Revista Cubana de Ingeniería (RCI). La Habana: Ediciones Cujae. 2014. Vol. 5.

N°3. Pág. 69-78. ISSN 2223-1781.


MANZUR, ALEJANDRA MARIS; PAGANO, ANA MARIA; GELY, MARÍA

CRISTINA. Redes de Intercambio de Calor Aplicadas a la Esterificación de

Aceites Vegetales Usados. Revista Avances en Ciencia e Ingeniería. La Serena:

Executive Bussines School. 2014. Vol.5 N°4. Pág.31-44. ISSN 0718-8706.

➢ Publicación en eventos CyT

▪ MARÍA FERNANDA LABORDE; MEDARDO SERNA GONZALEZ;

JOSÉ MARÍA PONCE ORTEGA; ANA MARIA PAGANO; MARIA

CRISTINA GELY. Optimización Energética aplicada al Proceso de

Producción de Biodiesel a partir de Aceites Vegetales Usados. Argentina. San

Rafael, Mendoza. 2018. Libro. Artículo Completo. Congreso. CLICAP 2018 -

Congreso Latinoamericano de Ingeniería y Ciencias Aplicadas San. Facultad de

Ciencias Aplicadas a la Industria de la Universidad Nacional de Cuyo. ISBN

978-987-46333-1-6

▪ LABORDE, MARÍA FERNANDA; SERNA GONZALEZ,

MEDARDO; PONCE ORTEGA, JOSÉ MARÍA; PAGANO, ANA MARIA;


usados. 2020


GELY, MARÍA CRISTINA. Síntesis de un Ciclo Rankine Orgánico para la

Recuperación del Calor Residual en una Torre de Destilación del Proceso de

Transesterificación de Aceites Vegetales Usados (Avus). Argentina. Capital

Federal. 2018. Libro. Artículo Completo. Congreso. IV Congreso Argentino de

Ingeniería - X Congreso Argentino de Enseñanza de la Ingeniería. CONFEDI.

ISBN: 978-950-33-1453-1.

▪ LABORDE, MARÍA FERNANDA; ANA MARIA PAGANO; MARÍA

CRISTINA GELY; MEDARDO SERNA GONZALEZ; JOSÉ MARÍA PONCE

ORTEGA. Diseño Óptimo e Integración Energética del Proceso de

Esterificación de Aceites Vegetales Usados. Argentina. Resistencia. 2016. Libro.

Artículo Completo. Congreso. III CONGRESO ARGENTINO DE

INGENIERIA. CONFEDI.

▪ VERÓNICA RODRIGUEZ; FERNANDA LABORDE; CRISTINA

GELY; ANA M. PAGANO. Biodiesel Sustentable: Estudio Cinético y

Modelado de la Esterificación Catalítica de Aceites Vegetales Usados como

Primera Etapa del Proceso Productivo. Argentina. Buenos Aires. 2016. Revista.

Resumen. Congreso. XXXI CONGRESO ARGENTINO DE QUIMICA.

Asociación Química Argentina.

▪ MARÍA FERNANDA LABORDE; MEDARDO SERNA GONZALEZ;

ANA MARIA PAGANO; MARÍA CRISTINA GELY. Estudio técnico-

económico aplicado a las redes de intercambio de calor en el proceso de

esterificación de aceites vegetales usados (AVUs). Argentina. Buenos Aires.

2015. Revista. Artículo Completo. Congreso. VIII Congreso Argentino de

Ingeniería Química (CAIQ 2015) y Congreso Internacional preparatorio del

Congreso Mundial 2021. AAIQ-Asociación Argentina de Ingenieros Químicos.

▪ MARÍA FERNANDA LABORDE; ANA MARIA PAGANO; MARÍA

CRISTINA GELY; MEDARDO SERNA GONZALEZ. Optimización

Energética de la Esterificación de Aceites Vegetales Usados (AVUs). Argentina.

San Rafael - Mendoza. 2015. Libro. Artículo Completo. Congreso. Congreso

Latinoamericano de Ingeniería y Ciencias Aplicadas a la Industria CLICAP

2015. Facultad de Ciencias Aplicadas a la Industria – UNCuyo.

▪ MARÍA FERNANDA LABORDE; MARÍA CRISTINA GELY;

MEDARDO SERNA GONZALEZ; ANA MARIA PAGANO. Technical-

Economic Study of the Esterification Process of Used Vegetable Oils (UVOs)

using Heat Exchange Networks (HENs). Francia. Paris. 2015. Libro. Resumen.

Conferencia. International Conference Sustainable Materials Science and

Technology (SMST15). University of Extremadura, C3i/Polytechnic Institute of

Portalegre, Polytechnic University of Valencia, Gogte Institute of Technology,

The University of Texas at El Paso.


MANZUR, ALEJANDRA MARISA; PAGANO, ANA MARIA; GELY,

MARÍA CRISTINA. Aplicación de redes de intercambio de calor a la

producción de biodiesel a partir de aceites vegetales usados. Argentina. San

Miguel de Tucumán. 2014. Libro. Artículo Completo. Congreso. II Congreso

Argentino de Ingeniería CADI 2014.

NOMENCLATURA

Y

ABREVIATURAS


usados. 2020


p

9. NOMENCLATURA

A: dimensión característica del equipo (tabulada)

a y b: coeficientes.

B1, B2: constantes por equipo tabuladas

C1 ,C2, C3: constantes tabulados por equipos

CAF: gastos de instalaciones auxiliares, US$

CBM: costo del equipo (Estimación 2001 – CEPCI 397), US$

CBM0: costo del equipo cuando FM y Fp son iguales a la unidad, US$

CE PCI: coeficiente de actualización de costos

CGR: costo base del proceso, US$

Cp: capacidad calorífica, kJ/(kg °C)

C° : costo de compra de equipo en condiciones básicas, US$

CpC: capacidad calorífica de las corrientes frías, kJ/(kg°C)

CpH: capacidad calorífica de las corrientes calientes, kJ/(kg°C)

CS,u: precio del servicio, US$

CTM: costo de contingencia, US$

DT: fuerza impulsora en los límites de intervalos, °C

DTCU: fuerza impulsora de los enfriadores, °C

DTHU: fuerza impulsora de los calentadores, °C

DTMAX: límite superior de la fuerza impulsora, °C

ΔH: diferencia de entalpía, kJ/h

ΔHi: diferencia de entalpia en el intervalo i, kJ/h

Δp: diferencia de presión, atm

ΔTmin: diferencia mínima de temperatura, °C

FBM: factor de costo

FM: factor por el material del equipo

Fp: factor de presión

η: eficiencia energética

i: corrientes calientes

j: corrientes frías

k: número de etapas de la superestructura

K1 , K2 y K3 constantes tabuladas por equipo

μA: viscosidad del líquido pesado, cP

m : flujo másico, kg/h


usados. 2020


m C: flujo másico de las corrientes frías, kg/h

m H: flujo másico de las corrientes calientes, kg/h

ν ∶ volumen especifico, m3/kg

Nc : número de corrientes frías

NH: número de corrientes calientes

ρA: densidad del líquido pesado, lb/ft3

ρB: densidad del líquido liviano, lb/ft3

q: caudal de agua enfriamiento, m3/s

Q: flujo de calor intercambiado entre las corrientes calientes y frías en cada etapa, kJ/h

Qi: flujo de calor en el intervalo i, kJ/h

Qi+1: flujo de calor en el intervalo i+1, kJ/h

QC: flujo de enfriamiento, kJ/h

Qcorregido : flujo de calor corregido (Método Punto de Pliegue), kJ/h

QH: flujo de calentamiento, kJ/h

Qmin.ext: flujo de calor mínimo de servicio externo, kJ/h

QL: flujo de calor que ingresa a la bomba de calor, kJ/h

QR: flujo de calor que libera el condensador de la bomba de calor, kJ/h

t: tiempo, h

T: temperatura, °C

T*: temperatura corregida, °C

TE: temperatura de entrada, °C

Ti: temperatura del intervalo i, °C

Ti+1: temperatura en el intervalo i+1, °C

TK: temperatura límite de la etapa de la superestructura, °C

TS: temperatura de salida, °C

TSCU: temperatura de salida del servicio de enfriamiento, °C

TSHU: temperatura de salida del servicio de calentamiento, °C

W: potencia, kJ/h

WBomba: potencia que requiere la bomba, kJ/h.

WTurbina: potencia generada por el ORC, kJ/h

Z: variable binaria para intercambiadores

ZCU: variable binaria para enfriadores.

ZHU: variable binaria para calentadores


usados. 2020


10. ABREVIATURAS

AGL: Ácidos Grasos Libres

AVUs: Aceites Vegetales Usados

BCR: Bolsa de Comercio de Rosario

CCC: Curva Compuesta Caliente

CCF: Curva Compuesta Fría

GCC: Gran Curva Compuesta

GWP: global warming potential

ODP: ozone depletion potential

ORC: Ciclo Rankine Organico

RIC: Redes de Intercambio de Calor

VAN: Valor actual neto


usados. 2020


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• Caratula “Produccion de Biodiesel”: https://ecoilenergia.com/la-forma-correcta-

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• Caratula “Optimizacion energetica”:

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• Caratula “Perspectivas futuras”: https://www.psicomaster.es/tomar-decisiones-

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• Caratula “Transferencia de resultados”:

https://www.colombia.com/tecnologia/how-to/cinco-plataformas-para-

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• Caratula “Nomenclatura y abreviaturas”:

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• Caratula Bibliografia: https://www.centroestudioscervantinos.es/como-hacer-

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• Caratula anexos: https://blog.trello.com/br/renomeie-reorganize-anexos

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https://blog.trello.com/br/renomeie-reorganize-anexos


usados. 2020


ANEXOS


usados. 2020


12. ANEXOS

ANEXO I

A continuación se muestra un extracto de la programación en GAMS de la resolución de

la superestructura para el proceso de esterificación.

La programación es igual para todos los procesos, lo que difiere es la carga de

parámetros y definición de SETS y SCALAR.


usados. 2020



usados. 2020



usados. 2020


ANEXO II

A continuación se muestran los comandos SETS, SCALAR y PARAMETERS de la

programación en GAMS correspondiente a la resolución de la superestructura para el

proceso de transesterificación. El resto de la programación resulta igual a lo mostrado

en el ANEXO I


usados. 2020


ANEXO III

A continuación se muestran los comandos SETS, SCALAR y PARAMETERS de la

programación en GAMS correspondiente a la resolución de la superestructura para el

proceso completo de obtención de biodiesel. El resto de la programación resulta igual a

lo mostrado en el ANEXO I

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OPTIMIZACIÓN ENERGÉTICA DE REDES DE INTERCAMBIO DE …