REDUCCIÓN DE CONSUMO DE VAPOR EN EL PROCESO DE …red.uao.edu.co/bitstream/10614/7818/1/T05816.pdf · GRADO BRIX: es la cantidad de solidos disueltos en una corriente de jugo de

REDUCCIÓN DE CONSUMO DE VAPOR EN EL PROCESO DE ELABORACIÓN DE AZÚCAR EN UN INGENIO AZUCARERO PARA INCREMENTAR

GENERACIÓN ELECTRICA Y REDUCIR EL CONSUMO DE COMBUSTIBLES

CARLOS EDUARDO TELLO MUÑOZ

UNIVERSIDAD AUTONÓMA DE OCCIDENTE

FACULTAD DE INGENIERÍA DEPARTAMENTO DE ENERGÉTICA Y MECÁNICA

PROGRAMA DE INGENIERÍA MECÁNICA SANTIAGO DE CALI

2014

REDUCCIÓN DE CONSUMO DE VAPOR EN EL PROCESO DE ELABORACIÓN DE AZÚCAR EN UN INGENIO AZUCARERO PARA INCREMENTAR

GENERACIÓN ELECTRICA Y REDUCIR EL CONSUMO DE COMBUSTIBLES

CARLOS EDUARDO TELLO MUÑOZ

Proyecto de grado para optar al título de Ingeniero mecánico

Director DUCARDO MOLINA LOPEZ

Ingeniero Mecánico

UNIVERSIDAD AUTONÓMA DE OCCIDENTE

FACULTAD DE INGENIERÍA DEPARTAMENTO DE ENERGÉTICA Y MECÁNICA

PROGRAMA DE INGENIERÍA MECÁNICA SANTIAGO DE CALI

2014

3

Nota de aceptación: Aprobado por el Comité de Grado en cumplimiento de los requisitos exigidos por la Universidad Autónoma de Occidente para optar al título de Ingeniero Mecánico

JUAN RICARDO VIDAL MEDINA

Jurado CARLOS EDUARDO CASTANG MONTIEL

Jurado

Santiago de Cali, Octubre de 2014

4

AGRADECIMIENTOS Doy gracias primeramente a Dios por darme la oportunidad de adquirir conocimientos en el transcurso de la elaboración de este proyecto y poder culminar esta meta. A mi padre le agradezco por su enorme esfuerzo y sacrificio, factores esenciales para yo alcanzar este logro. A mi madre por la dedicación y apoyo, los cuales me ayudaron a cumplir satisfactoriamente este sueño. Al ingeniero Arbey Carvajal le agradezco por su excelente asesoría, que permitió elaborar este proyecto de grado. A mi director el ingeniero Ducardo Molina López le doy gracias por su colaboración en la realización de este proyecto.

5

CONTENIDO

Pág.

GLOSARIO 14

RESUMEN 15

INTRODUCCIÓN 16

1. PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN 18

1.1 PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA 18

2. JUSTIFICACIÓN 20

3. OBJETIVOS 21

3.1 OBJETIVO GENERAL 21

3.2 OBJETIVOS ESPECÍFICOS 21

4. ANTECEDENTES 22

5. MARCO REFERENCIAL 24

5.1. MARCO TEÓRICO 24

5.1 .1. Proceso global de producción de azúcar 24

5.1.2. Extracción del jugo 26

5.1.3. Tratamiento del jugo 26

5.1.4. Calentamiento del jugo 26

6

5.1.4.1. Calentadores de coraza y tubo 27

5.1.4.2. Calentadores de placa 27

5.1.4.3. Calentadores de contacto directo 29

5.1.4.4. Pérdidas de calor 30

5.1.4.5. Flash tank 31

5.1.5. Evaporación 32

5.1.5.1. Rango de temperaturas y presiones 33

5.1.5.2. Elevación del punto de ebullición 33

5.1.5.3. Cabeza hidrostática 34

5.1.5.4. Pérdidas de calor 35

5.1.5.5. Recuperador de condensados 35

5.1.5.6. Condensador de chorro 35

5.1.6. Cristalización 35

5.1.6.1. Descripción de los esquemas de cristalización usados 36

5.1.6.1.1. Esquema de dos templas 37

5.1.6.1.2. Esquema de tres templas 37

5.1.6.2. Brix de la meladura 38

5.1.6.3. Brix de la masa cocida 39

5.1.6.4. Tipos de tachos 39

5.1.6.4.1. Tachos discontinuos tipo batch 39

5.1.6.4.2. Tachos continuos tipo vkt 39

5.1.7. Conceptos para el análisis 40

5.1.7.1. Exergía 41

7

5.1.7.1.1. Exergía asociada con la transferencia de calor 41

5.1.7.1.2. Exergía asociada con las corrientes estacionarias de materia 41

6. METODOLOGÍA 43

6.1. IDENTIFICACIÓN DE LOS ESQUEMAS DE ELABORACIÓN DE AZÚCAR 44

6.2. ANÁLISIS DELCONSUMO DE VAPOR 44

6.3. ANÁLISIS EXERGÉTICO 44

6.4. ESTABLECER ALTERNATIVA PARA MEJORAR EFICIENCIA ENERGÉTICA 44

6.4. ANÁLSIS DE LA ALTERNATIVA ESTABLECIDA 44

7. ESQUEMAS DEL PROCESO DE ELABORACIÓN DE AZÚCAR 45

7.1. ESQUEMA BASE 45

7.2. ESQUEMA ACTUAL 45

8. CÁLCULO CONSUMO DE VAPOR 46

8.1. CÁLCULO CALENTADORES 46

8.1.1 Calor especifico de la solución azúcar 46

8.1.2. Cálculo del coeficiente global de transferencia de calor 47

8.1.3. Influencia de las incrustaciones en la transmisión de calor 48

8.1.4. Balance de energía para calentadores de coraza y tubo y para calentadores de placa 49 8.2. CÁLCULO EVAPORADORES 50

8

8.3. CÁLCULOS TACHOS 54

8.4. PROPIEDADES DEL AGUA Y VAPOR 58

8.5. CÁLCULO PORCENTAJE DE ERROR 60

8.6. ANÁLISIS CONSUMO DE VAPOR 61

8.6.1 Análisis consumo de vapor escape estación de evaporación 64

9. ANÁLSIS EXERGÉTICO 68

9.1. ANÁLISIS EXERGÉTICO CALENTAMIENTO 68

9.2. ANÁLISIS EXERGÉTICO TACHOS 70

9.3. ANÁLISIS EXERGÉTICO SISTEMA DE EVAPORACIÓN 71

10. IMPLEMENTACIÓN DE MEJORAS 74

10.1 CÁLCULO CONSUMO DE VAPOR ESQUEMA FUTURO 74

10.1.1 Cálculo consumo de vapor sistema de calentamiento 74

10.1.2 Cálculo porcentaje de error 76

10.1.3 Análisis consumo de vapor escape 76

10.1.4 Análisis exergético del sistema futuro 80

10,2 ANÁLISIS ECONÓMICO 82

11. CONCLUSIONES 85

BIBLIOGRAFÍA 86

ANEXOS 89

9

LISTA DE CUADROS

Pág.

Cuadro 1. Porcentaje de error del esquema base de elaboración 60

Cuadro 2. Porcentaje de error del esquema actual de elaboración 61

Cuadro 3. Extracciones del esquema base de evaporación 62

Cuadro 4. Extracciones del esquema actual de evaporación 63

Cuadro 5. Resultados estación de cristalización 64

Cuadro 6. Resultados estación de evaporación esquema base 65

Cuadro 7. Resultados estación de evaporación esquema actual 66

Cuadro 8. Consumo total de vapor escape 67

Cuadro 9. Exergía del sistema de calentamiento esquema base 69

Cuadro 10. Exergía del sistema de calentamiento esquema actual 69

Cuadro 11. Exergía en el sistema de cristalización 71

Cuadro 12. Exergía del sistema de evaporación 73

Cuadro 13. Porcentaje de error esquema futuro 76

Cuadro 14. Consumo vapor vegetal esquema futuro 77

Cuadro 15. Resultados sistema de cristalización 78

Cuadro 16. Resultados sistema de evaporación esquema futuro 79

Cuadro 17. Consumo vapor escape total esquema futuro 80

Cuadro 18. Eficiencia exergética sistema de calentamiento 80

Cuadro 19. Eficiencia exergética de los tachos 81

Cuadro 20. Eficiencia exergética del sistema de evaporación 81

10

Cuadro 21. Propiedades de las corrientes de vapor escape 83

Cuadro 22. Costo especifico de vapor escape 83

Cuadro 23. Consumo combustible y generación energía 84

11

LISTA DE FIGURAS

Pág.

Figura 1. Diagrama de flujo del proceso de elaboración de azúcar 25

Figura 2. Calentador de placas 28

Figura 3. Esquema del calentador de contacto directo 30

Figura 4. Esquema de un tanque flash convencional 32

Figura 5. Esquema del sistema de evaporación de múltiple efecto 33

Figura 6. Esquema de dos templas 37

Figura 7. Esquema de tres templas 38

Figura 8. Representación del tacho continúo tipo VKT 40

Figura 9. Metodología planteada para desarrollar el proyecto 43

Figura 10. Representación gráfica del balance de masa y energía de los calentadores 49

Figura 11. Volumen de control del balance de sólidos en la estación de evaporadores 51

Figura 12. Representación gráfica del balance de energía y masa para un solo efecto de evaporación 52 Figura 13. Análisis energético para la estación de tachos 54

Figura 14. Representación gráfica del análisis energético de los tachos 57 Figura 15. Análisis exergético sistema de evaporación 72 Figura 16. Representación gráfica calentadores de contacto directo 75

12

LISTA DE ANEXOS

Pág.

Anexo A. Esquema de elaboración de azúcar del caso base 89

Anexo B. Esquema de elaboración de azúcar con la modificación 1 90

Anexo C. Esquema de elaboración de azúcar con la modificación 2 91

Anexo D. Consumo de vapor sistema de calentamiento esquema base 92

Anexo E. Consumo de vapor sistema de calentamiento esquema actual 93

Anexo F. Sistema de cristalización esquema base 94

Anexo G. Sistema de cristalización esquema actual 95

Anexo H. Sistema de evaporación esquema base 96

Anexo I. Sistema de evaporación sistema actual 97

Anexo J. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema base 98

Anexo K. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema actual 99

Anexo L. Análisis exergético sistema de cristalización esquema base 100

Anexo M. Análisis exergético sistema de cristalización esquema actual 101

Anexo N. Análisis exergético sistema de evaporación esquema base 102

Anexo O. Análisis exergético sistema de evaporación sistema actual 103

Anexo P. Consumo vapor sistema de calentamiento esquema futuro 104

Anexo Q. Consumo de vapor sistema de cristalización esquema futuro 105

13

Anexo R. Consumo de vapor sistema de evaporación 106

Anexo S. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema futuro 107

Anexo T. Análisis exergético sistema de cristalización esquema futuro 108

Anexo U: Análisis exergético sistema de evaporación esquema futuro 109

14

GLOSARIO

GRADO BRIX: es la cantidad de solidos disueltos en una corriente de jugo de caña que contiene agua, sacarosa e impurezas, esta medida representa gramos del soluto, es decir, la sacarosa e impurezas en 100 gramos de la solución. POLARIZACIÓN O POL: es la cantidad de sacarosa pura disuelta en una corriente de jugo de caña y representa los gramos de sacarosa en 100 gramos de la solución. SACAROSA: consiste en la combinación de dos azucares simples, la fructosa y la glucosa, es obtenida por la caña de azúcar o de la remolacha azucarera. Es el principal endulzante utilizado y es fermentable a concentraciones altas.

15

RESUMEN

En el presente trabajo se realizará un análisis del consumo de vapor de baja presión en el proceso de elaboración de azúcar en un ingenio azucarero típico del Valle del cauca. El trabajo iniciará con el desarrollo de balances de masa y energía para un esquema de referencia de elaboración de azúcar por medio de ecuaciones que hacen parte de la aplicación de la primera ley de la termodinámica y las cuales permitirán calcular el consumo especifico de vapor escape. Una vez realizados los balances y calculado el consumo de vapor escape, se analizará el proceso desde el punto de vista exergético, con el fin de determinar las irreversibilidades en el proceso de elaboración y de esta manera establecer una alternativa que pueda disminuir la destrucción de exergía. Finalmente se demostrará cuantitativamente los resultados obtenidos y los beneficios que conllevará el estudio realizado. Palabras Claves: Exergía, consumo de vapor, eficiencia energética, balances de energía, irreversibilidades.

16

INTRODUCCIÓN La industria azucarera nacional ha evolucionado desde que su producto industrial era únicamente azúcar hasta llegar a ser una industria productora también de electricidad y etanol, este crecimiento exige que cada vez todos los procesos que llevan a desarrollar cada producto requieran ser más eficientes, así que constantemente las industrias buscan métodos y tecnologías para mejorar la eficiencia de los procesos productivos. El proceso de elaboración de azúcar requiere energía térmica, elemento principal que indica la eficiencia del proceso, esta fuente térmica proviene del vapor expandido por las turbinas del sistema de cogeneración, el cual es inyectado en el sistema de evaporación de múltiple efecto, donde se genera vapor para cumplir variables requeridas por otros equipos que finalmente llevan a generar el producto deseado. Por lo tanto, el consumo de vapor escape en los procesos de elaboración de azúcar dependerá de la calidad de los productos (tipos de azúcar, concentración de la vinaza, entre otros), la configuración y eficiencia de los equipos, por ejemplo, el número de efectos y la cantidad de vapor vegetal en el sistema de evaporación tiene grandes influencia en el consumo de vapor escape, el tipo de esquema de cristalización, el contenido de solidos disueltos o grado brix en la estación de tachos y la pureza de la meladura son factores que determinan el vapor escape requerido. Por lo tanto, la demanda de vapor escape en el sistema de elaboración es importante a la hora de establecer la eficiencia energética del sistema, ya que un mayor consumo de vapor implica mayor consumo de combustible, procedimiento que se tiende a evitar por no ser viable en términos económicos y energéticos. Un ingenio azucarero típico consume 550 kg de vapor por tonelada de caña molida generando 20 kWh/TC de electricidad, en las fábricas modernas con tecnología de punta, estos indicadores se han reducido hasta 350 kg/TC1, en Colombia el consumo de vapor especifico está en un rango entre 453 kg/ TC- 680 kg/ TC (1000 lb vapor/ TC y 1500 lb/ TC) y una generación entre 22 kWh/TC y 36 kWh/TC respectivamente2. La reducción de consumo de vapor permite mejorar la eficiencia energética en el ingenio azucarero y variables importantes en cogeneración, como generación de electricidad y reducción de consumo de combustible, lo cual significaría un ahorro económicamente significativo, así, el propósito de este trabajo se enfoca en analizar la reducción del consumo de vapor en el proceso de elaboración de

1 SILVA LORA. Electo Calderas de vapor y cogeneración en la industria azucarera. Noviembre, 2003. p. 2. 2CASTILLO Edgar Fernando. Cogeneración en el sector azucarero Colombiano. Marzo, 2009. p. 29.

17

azúcar para mejorar la eficiencia energética del sistema , realizando los balances de masa y energía, y la simulación del proceso de elaboración de azúcar en Microsoft Excel, luego realizar un análisis exergético con el objetivo de encontrar las irreversibilidades; finalmente, establecer una alternativa que logre mejorar la eficiencia del proceso de elaboración de azúcar.

18

1. PROBLEMA DE INVESTIGACIÓN

1.1 PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

¿Cómo se puede reducir el consumo de vapor de baja presión en el proceso de elaboración de azúcar por medio de un análisis exergético? Los ingenios azucareros utilizan el vapor de baja presión expandido por las turbinas para suministrar energía térmica a otros procesos, por lo cual la demanda de vapor en el sistema de elaboración de azúcar dependerá de diferentes factores como configuración, eficiencia de los equipos, entre otros. De lo anterior, se puede decir que el consumo de vapor es un factor importante en términos de eficiencia energética, puesto que, un mayor consumo de vapor escape implica mayor gasto de combustible, lo que significa mayor consumo de energía térmica. El esquema base de elaboración de azúcar del ingenio a estudiar es del año 2006 que consumía 1.183 libras de vapor por tonelada de caña, es decir, un 53,7% de caña conformado por un sistema de evaporación de cuádruple efecto, un sistema de calentamiento de jugo equipado principalmente con intercambiadores de calor de coraza y tubo y un sistema de cristalización de tachos discontinuos de dos templas, es decir, un esquema con dos tachos y un cristal o magma, donde la circulación de la meladura por los tachos y el cristal permite cristalizar la mayor sacarosa posible. En estudios realizados acerca del consumo del vapor en ingenios azucareros, se ha logrado una reducción considerable de consumo de vapor en el proceso de elaboración, es el caso del estudio realizado por Dora Paz y Gerónimo J. Cárdenas en un ingenio situado en Tucumán, donde tomaron un caso base y plantearon dos propuestas, logrando reducir el consumo de vapor de 56,9% a un 40,10% de caña y por medio de un análisis exergético consiguieron demostrar la disminución de irreversibilidades3. De acuerdo al estudio realizado por los autores anteriores, la reducción de consumo de vapor se efectúa principalmente implementando equipos con mayor eficiencia, aumentando el número de efectos de evaporación, empleando vapores vegetales de todos los cuerpos de evaporación a calentamiento de jugo,

Datos suministrados por el ingenio

3 PAZ Dora * y CÁRDENAS, Gerónimo J. *. Evaluación exergética de propuestas de disminución de consumo de vapor en usinas azucareras. Enero, 2005, Tomo 82 (1-2), p. 6.

19

incrementando la concentración de meladura y calentamiento del sector de cristalización con vapores vegetales del 1er efecto.

20

2. JUSTIFICACIÓN

Las irreversibilidades que se generan en todos los procesos de un ingenio azucarero que además produce etanol y energía eléctrica, se deben disminuir para que los procesos sean cada vez más eficientes. Este proyecto busca realizar un análisis desde el punto de vista energético y exergético, con el fin de conseguir una disminución del consumo de vapor escape en el proceso de elaboración de azúcar, ya que este es el principal consumidor de energía térmica4. Las exigencias que se llevan a cabo en el proceso de elaboración involucran un determinado consumo de vapor, teniendo en cuenta lo anterior, el análisis de reducción de vapor permitirá establecer una configuración óptima en el proceso de elaboración, aprovechando de la mejor manera la energía, disminuyendo la necesidad de utilizar vapor vivo producido por la caldera y así mejorar la eficiencia del sistema, reducir el consumo de carbón con la posibilidad de vender más bagazo a las papeleras, y de este modo demostrar un ahorro económico para el ingenio azucarero.

4 PAZ Y CÁRDENAS, Op. Cit. p. 2.

21

3. OBJETIVOS

4.1 OBJETIVO GENERAL

Analizar la reducción del consumo de vapor para mejorar la eficiencia energética en el proceso de elaboración azúcar.

4.2 OBJETIVOS ESPECÍFICOS

Realizar un análisis exergético del proceso de elaboración de azúcar con el fin de determinar la energía útil.

Establecer una alternativa que permita mejorar la eficiencia energética de la planta.

Analizar la viabilidad económica de la alternativa donde se demostrará los beneficios que conllevara el estudio realizado.

22

4. ANTECEDENTES

La integración de procesos para minimizar el consumo de energía ha tenido un gran desarrollo y aplicación en la industria azucarera dando como resultado considerables mejoras en la eficiencia de los procesos tanto en lo tecnológico, económico y ambiental5. En Brasil, uno de los países de mayor producción azucarera se ha realizado estudios para reducir el consumo de vapor y disminuir irreversibilidades en las plantas azucareras. En el año 2007 A.V. Ensinas, M. Modesto y S.A. Nebra, L. Serra realizaron un análisis de reducción de demanda de vapor en los procesos de azúcar y etanol, análisis de alternativas y configuraciones para sistemas de cogeneración, generando excedentes de electricidad en una planta típica de Brasil, y un procedimiento de integración térmica a diferentes configuraciones, fue implementado en el mejoramiento para reducir la demanda de vapor [5]. En ese mismo año los anteriores autores también realizaron un análisis exergético para evaluar el sistema de cogeneración de una planta de azúcar y etanol. La planta fue divida en ocho sub-sistemas para evaluar la generación de irreversibilidades cada uno por separado. Los datos fueron tomados de una fábrica típica de Brasil. El análisis mostró que los subsistemas de mayor contribución para la generación total de irreversibilidades de la planta fueron cogeneración, extracción de jugo y fermentación. Los resultados mostraron algunos mejoramientos y estos fueron basados en recomendaciones y trabajos encontrados en la literatura de Rein y Upadhiaya los cuales presentaron algunas opciones para incrementar exceso de bagazo y/o electricidad en el sistema de cogeneración. Estas mejoras incluyen electrificación de los molinos, reducción de vapor requerido en los procesos y aumentar la eficiencia del sistema de cogeneración. La reducción de vapor se consiguió con algunas medidas realizadas, unas de ellas fueron: incrementar el contenido de solidos de meladura de 65% a 72%, lo que reduce los requerimientos de vapor para evaporar el azúcar y aumentar la cantidad de vapor disponible para calentar otras partes del proceso y calentar el jugo tratado con purga de vapor para incrementar la temperatura y llevarlo más cerca del punto de ebullición del primer efecto de evaporación. Los resultados mostraron un incremento del 5% en la eficiencia exergética del sistema de cogeneración6. 5 CORTES Meilyn-, GONZÁLEZ-SUAREZ Erenio y PT ESPINOSA-PEDRAJA Ruben. Evaluacion

del sistema de evaporación del proceso de fabricación de azucar en la empresa Antonio Sánchez. Abril/agosto, 2012. p. 131. 6 ENSINAS Adriano V. a, NEBRA Silvia A. a, LOZANO Miguel A. b, . SERRA Luis M b . Analysis of

process steam demand reduction and electricity generation in sugar and ethanol production from sugarcane. Brasil. Agosto, 2007. p. 2986.

23

En Colombia, algunos ingenios azucareros han realizado proyectos para disminuir la demanda de vapor de baja presión, por ejemplo, en el año 2007 el Ingenio providencia S.A realizó en diversas etapas el proyecto de eficiencia energética, este inició con la sustitución del sistema de evaporación de dos líneas de evaporación con cuatro efectos por una línea con 5 efectos e instaló dos evaporadores con mayor eficiencia, reduciendo las perdidas energéticas y disminuyendo la demanda de vapor en evaporación, posteriormente remplazó la turbina de vapor de la picadora de caña por dos motores de 600 HP, a su vez se retiró la turbina de vapor del ventilador de tiro inducido de una de las calderas, remplazándola por un motor de 400 HP, por lo que el consumo de vapor de alta presión que se requería para mover estas turbinas de baja eficiencia 75% se le dio un mejor aprovechamiento al utilizarlo en la turbina del generador principal, generando más electricidad y disminuyendo la compra de energía a la red pública. La segunda etapa realizada en el 2008 fue el cambio de las 6 turbinas existentes con eficiencia del 75%, por motores eléctricos de 1200kw para dos molinos y motores de 1000kw para los restantes. Con la implementación del proyecto de eficiencia energética anteriormente planteado, el ingenio logró disminuir el consumo de vapor por tonelada de caña en un 25% pasando de 1200 Lb/Tc a 900 Lb/Tc7. El ingenio Incauca S.A en 2009 implemento un tacho continuo en el sistema de cristalización, el cual operó con vapor del segundo y tercer efecto, remplazando un tacho discontinuo del tipo Batch que consumía vapor vegetal de solo el primer efecto, con este equipo el ingenio paso de consumir 1250 lb/ ton caña a 1200 lb/ ton caña8. De acuerdo a los estudios realizados y las metodologías nombradas, este trabajo adaptará metodologías para calcular el consumo de vapor escape de tres sistemas de elaboración, para así calcular las eficiencias y pérdidas exergéticas, con el fin de determinar cuantitativamente los beneficios alcanzados mediante las modificaciones realizadas a los respectivos sistemas de elaboración de azúcar.

7 VIII Congreso de la Asociación Colombiana de técnicos de la caña de azúcar. (16-18, septiembre, 2009: Cali, Colombia). Cali: Tecnicaña, 2009. p. 607. 8 Cogeneración de Energía. INCAUCA S.A, 2011 [ Consultado Junio 4 de 2014]. Disponible en internet: http://www.incauca.com/content/Cogeneraci-n-de-Energ

http://www.incauca.com/content/Cogeneraci-n-de-Energ

24

5. MARCO REFERENCIAL 5.1. MARCO TEÓRICO

5.1.1. Proceso global de producción de azúcar. El proceso global para producir azúcar comienza con la llegada de la caña, la cual se muestrea en los patios de caña para conocer su calidad, luego se pesa, se descarga a las mesas y conductores para luego llevarla a los molinos. El jugo extraído de los molinos llamado jugo diluido es preparado para llevarlo a los clarificadores, por lo cual se sulfata, se encala y se calienta antes de llegar al sistema de clarificación, en este punto se logra la separación del jugo y de los sólidos, así que los sólidos se envían hacia los filtros rotatorios en los cuales se les añade bagacillo, floculante y agua para separar la cachaza, así resulta el jugo filtrado que es reenviado hacia los tanques de jugo encalado o los tanques de jugo diluido. Por otro lado el jugo clarificado es calentado para ser enviado a los evaporadores, encargados de evaporar el agua contenida en el jugo mediante el vapor expandido por los turbogeneradores y dar como resultado meladura, el agua evaporada es utilizada como fuente térmica para calentadores y tachos. La meladura resultante de los evaporadores es clarificada para obtener una sustancia más clara y brillante, luego es enviada a la estación de tachos en los cuales mediante el proceso de calentamiento continúa concentrando sólidos. Posteriormente se realiza el semillamiento, dando como resultado la cristalización de la sacarosa. La masa resultante de la estación de tachos se envía hacia las centrifugas las cuales se encargan de separar la miel de los cristales de azúcar, estos últimos son enviados hacia las secadoras, donde se elimina el exceso de humedad y finalmente el azúcar extraída de las secadoras se envía a la estación de envase donde se empaca en los diferentes tipos de presentación. En la figura No.1 se puede observar el proceso global de manera gráfica9.

9 LÓPEZ, Jorge Aníbal Cárdenas. Revisión y actualización de los balances de

masa y energía en el proceso de elaboración de azúcar en el ingenio providencia S.A. Febrero, 2010. P 11 - 12.

25

Figura 1. Diagrama de flujo del proceso de elaboración de azúcar.

Fuente: CÁRDENAS LÓPEZ, Jorge Aníbal. Revisión y actualización de los balances de masa y energía en el proceso de elaboración de azúcar en el ingenio providencia S.A. Febrero, 2010. p. 13.

26

5.1.2. Extracción del jugo. La caña de azúcar está compuesta principalmente por fibra y jugo, así que el objetivo de este proceso es recuperar el mayor jugo posible y producir bagazo en condiciones óptimas para ser utilizado como combustible en las calderas. A nivel industrial existen dos tipos de procesos de extracción de jugo: molienda y difusión. La diferencia entre los dos procesos, es que el uso de difusores es capaz de extraer 99% de azúcar de la caña, mientras que los molinos de caña extraen 97%, sin embargo el contenido de humedad en el bagazo al extraer con difusores es alto, lo que produce baja eficiencia en la caldera, por otro lado, los molinos de caña permiten la producción de alta pureza en el jugo (alta calidad de azúcar)10. 5.1.3. Tratamiento del jugo. El jugo crudo desde la extracción es tratado para remover impurezas contenidas, usando químicos para mejorar la calidad del producto final, esto se logra mezclando jugo crudo y jugo filtrado que luego se calienta usando vapor del evaporador de múltiple efecto, mientras se está calentando, algunos químicos son adicionados para ajustar el pH del jugo y aglutinar solidos suspendidos. En el proceso se utilizan intercambiadores de calor consumidores de vapor vegetal generados por el evaporador de múltiple efecto, luego, el jugo entra en un decantador, donde los sólidos suspendidos son recolectados en la parte superior del decantador como lodos, y son enviados a unos filtros, mientras el jugo clarificado es bombeado a la producción de azúcar y etanol. En los filtros, parte del jugo es recuperado de los lodos y de materia suspendida recolectados por los decantadores; finalmente el bagazo fino es extraído de los filtros11. 5.1.4. Calentamiento del jugo. El jugo producido por el sistema de extracción generalmente tiene una temperatura cercana a la temperatura ambiente y es llevado a un tanque donde se retorna el jugo filtrado y se le adiciona cal para remover impurezas y neutralizar el pH, la cantidad de jugo filtrado puede variar de 5% a 25% del jugo diluido, este valor depende del contenido de solidos presentes en el jugo y la consistencia del lodo retirado en los filtros. La etapa siguiente consiste en calentar el jugo con el objetivo de llevarlo a valores de temperatura cercanos al punto de ebullición del jugo de caña, ayudando al proceso de evaporación y evitar pérdidas de energía. El calentamiento del jugo es realizado haciendo uso de vapores, ya sea vapor escape o vapores vegetales producidos por los evaporadores y es calentado generalmente en dos o más etapas. Los

10

Luiz Felipe Pellegrini, Silvio de Oliveira Junior. Combined production of sugar, etanol and

electricity: Thermoeconomic and environmental analysis and optimization. Octubre, 2010.p. 3705-3706 11

Ibíd., p 3706

27

equipos encargados de calentar el jugo a una determinada temperatura son los intercambiadores de calor donde se utilizan diferentes tipos como calentadores de coraza y tubo, calentadores de placa y calentadores de contacto directo. En la etapa de calentamiento se utiliza un equipo llamado “flash tank” el cual es el encargado de remover partículas de aire en el jugo y llevarlo a temperatura constante a los clarificadores, además genera gases que pueden ser utilizados para entregar energía térmica12. 5.1.4.1. Calentadores de coraza y tubo. Este tipo de calentador está compuesto por un conjunto de tubos dentro de una coraza. La transferencia de calor se da cuando uno de los fluidos se mueve por dentro de los tubos y el otro lo hace por fuera de éstos. Es común la implementación de desviadores en la coraza para forzar al fluido a moverse en dirección transversal con el fin de mejorar la transferencia de calor y tener una distribución uniforme de flujo. La principal desventaja de este calentador es su gran tamaño, por lo que se requiere un gran espacio para su instalación y además es un intercambiador que acumula bastante fluido13. 5.1.4.2. Calentadores de placas. El calentador de placas es un conjunto de placas ordenadas en un bastidor, de manera que el espacio entre cada placa alternativa está abierto a un fluido, las placas tienen una superficie corrugada para obtener fuerza a flujos turbulentos. El conjunto de placas están entre una placa bastidor fijo y una placa bastidor de presión, la cual se comprime apretando tornillos instalados entre las dos placas. La placa bastidor fijo y la de presión están suspendidas por una barra de soporte superior y son ubicadas por una barra de guía inferior. En la figura 2 se puede apreciar de forma gráfica el calentador de placas14.

12

REIN, Peter. Cane sugar engineering: Juice heating. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. 201 p 13

CENGEL, Yunus A y GHAJAR, Afshin J. Transferencia de calor y masa: Intercambiadores de calor. 4 ed. México DF: McGraw-Hill, 2011. 631 p. 14

REIN Op. Cit. p. 210.

28

Figura 2. Calentador de placas.

Fuente: Plate Exchangers, Tranter the heat transfer people. Disponible en internet: http://www.tranter.com/Pages/products/plate-heat-exchangers/description-benefits.aspx.

Las placas son selladas con empaques, los cuales direccionan los dos fluidos en trayectorias de flujo. El material más común usado para empaquetaduras es EPDM (monómero de etileno propileno-dieno, siglas en inglés) con una temperatura límite de 160°C. Las placas son generalmente fabricadas de acero inoxidable AISI 316, con un espesor entre 0,3mm y 0,6mm15. Las ventajas del calentador de placas sobre el intercambiador de coraza y tubo son las siguientes: Los coeficientes de transferencia de calor son altos.

Es un intercambiador más pequeño y generalmente tiende a tener menores

costos de instalación.

El almacenamiento del líquido es menor.

Es posible aumentar la capacidad instalando placas adicionales, esto depende del tamaño del bastidor.

15

Ibíd. p. 210.

http://www.tranter.com/Pages/products/plate-heat-exchangers/description-benefits.aspx

http://www.tranter.com/Pages/products/plate-heat-exchangers/description-benefits.aspx

29

Una mayor aproximación de temperatura entre los dos fluidos.

Las desventajas son: No es conveniente limpiar estos calentadores mecánicamente, debido a que

los empaques se dañan fácilmente.

La limpieza química es esencial.

Los empaques necesitan ser remplazados ocasionalmente, por lo tanto, el mantenimiento es costoso, así que es importante seleccionar correctamente el material de los empaques.

5.1.4.3. Calentadores de contacto directo. El calentador de contacto directo es un intercambiador en el cual los dos fluidos entran en contacto teniendo una transferencia de calor directa, el fluido a calentar entra desde la parte de arriba del intercambiador y su recorrido en el intercambiador es realizado por medio de la gravedad. Por lo tanto, se necesitan instalar a una altura mínima para una transferencia de calor adecuada, finalmente el vapor es condesado y el jugo de caña es calentado teniendo una mezcla de los dos fluidos a la salida del intercambiador. El calentador de contacto puede proporcionar 100% de eficiencia térmica porque utiliza el calor sensible y el calor latente del vapor, además requiere de poca energía y permite mejores controles de temperatura.16

16

UNDERSTAND THE BASICS OF STEAM INJECTION HEATING, Energy transfer conversion. Mayo 1997.

30

Figura 3. Esquema del calentador de contacto directo.

FUENTE: REIN PETER. Cane sugar engineering. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. p. 212.

Los calentadores de contacto directo tienen las siguientes ventajas sobre los calentadores indirectos: Una aproximación de temperatura de 1°C a 3°C entre el fluido calefactor y el

fluido calentado.

Debido a la aproximación, se puede utilizar vapores de baja calidad para calentar el jugo.

Estos calentadores son capaces de manejar sólidos en el jugo sin bloquearse.

. El cuerpo del calentador es barato, pues no tiene tubos ni placas que construir.

Se requiere poco espacio para su instalación.

No hay necesidad de limpiar el calentador17.

5.1.4.4. Perdidas de calor. De acuerdo al revestimiento del calentador en el caso de los intercambiadores de coraza y tubo, las pérdidas de calor están en un rango

17

REIN Op. Cit p. 210.

31

entre 4% a 8%, con un promedio de 5% posicionándolo como un calentador con una eficiencia media18. 5.1.4.5. Flash tank. Es importante calentar el jugo por encima del punto de ebullición para ayudar en el proceso de evaporación y permitir la generación de gases y convertirse en una fuente de energía adicional. Este equipo permite remover cualquier partícula de aire en el jugo y asegurar que el jugo llegue a temperatura constante a los clarificadores. En el proceso se desea remover aire atrapado en partículas de bagazo o bagacillo con el fin de que no se encuentren en el jugo clarificado. El sobrecalentamiento no debe ser crítico, generalmente un ajuste de 2°C-3°C por encima del punto de ebullición es suficiente, ya que por encima solamente solo incrementará innecesariamente el uso de vapor en el proceso de elaboración de azúcar. Generalmente la temperatura no debe de exceder de 105°C. El tanque flash está basado en tener una cantidad de jugo en el cuerpo del tanque con un diámetro lo suficientemente largo, tal que la velocidad del jugo del líquido sea baja para permitir que burbujas muy finas producidas por el diafragma escapen hacia arriba contra el flujo del líquido, el calentamiento es producido por la diferencia de presiones entre la entrada del jugo y el cuerpo del tanque, este último está a presión atmosférica lo que permite la generación de gases19.

18

HUGOT, E. Handbook of cane sugar engineering: 3 ed. Amsterdam: Elsevier Science Publisher B.V. 1986. p. 449. 19

REIN, Op. Cit p. 215.

32

Figura 4. Esquema de un tanque flash convencional.

FUENTE: REIN PETER. Cane sugar engineering. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. p. 214. 5.1.5. Evaporación. La evaporación es un punto importante en las fábricas de azúcar, puesto que es el principal factor que determina la eficiencia energética en una planta, ya que es el mayor consumidor de vapor en la concentración de jugo clarificado, recibiendo un jugo con contenido de solidos disueltos de aproximadamente 15% y llevándolos a 65% - 68%. La forma en la cual la estación de evaporación es configurada determina la cantidad de vapor requerido, por lo tanto la evaporación de múltiple efecto permite que los requerimientos de vapor se reduzcan y la mayor cantidad de agua sea evaporada. La evaporación de múltiple efecto fue desarrollada por Norberto Rilleux20 en Luisiana y fue patentada en 1840, sus investigaciones en la industria azucarera han tenido grandes resultados, destacándose en el diseño y desempeños de los evaporadores. El sistema de múltiple efecto consiste en la evaporación de agua contenida en el jugo en varias etapas, por medio de intercambiadores de calor llamados evaporadores compuestos por un haz de tubos cortos o calandria y un cuerpo separador, estos están dispuestos en serie y el vapor es utilizado como fluido calefactor recorriendo el equipo por fuera de los tubos de la calandria y el jugo por dentro, calentando este último hasta el punto de ebullición y generando vapores, los cuales sirven para calentar el jugo del siguiente efecto, este vapor generado por el calentamiento es llamado vapor vegetal, el jugo restante se drena por un tubo central hacia el siguiente efecto de evaporación. El vapor vegetal generados en algunos efectos es utilizado también como fluido calefactor para 20

Ibíd., p. 273.

33

calentadores y tachos, el sobrante es utilizado para el calentamiento del efecto siguiente. En el último efecto el vapor vegetal es enviado al condensador barométrico, el cual genera vacío para todo el sistema de evaporadores, permitiendo la circulación del vapor en el sistema y la disminución de la temperatura de ebullición en los efectos subsiguientes debido a la reducción de presión21. Figura 5. Esquema del sistema de evaporación de múltiple efecto.

FUENTE: REIN PETER. Cane sugar engineering. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. p. 273. 5.1.5.1. Rango de temperaturas y presiones. El suministro de vapor escape a los evaporadores usualmente está en un rango entre 180kPa y 250kPa y a una temperatura de saturación entre 117°C y 127°C. En el último evaporador del sistema de evaporación de múltiple efecto usualmente está a una presión entre 12 y 17kPa y a una temperatura de saturación de 49°C y 57°C, equivalente a un rango de 26,5 in de mercurio y 25 in de mercurio22. 5.1.5.2. Elevación del punto de ebullición. Al aumentar la concentración de solidos disueltos, la temperatura de ebullición del líquido incrementa por encima de la temperatura del vapor saturado a la misma presión, esto es consecuencia del cambio en las propiedades del líquido, de este modo, una aproximación cercana para determinar la elevación del punto de ebullición está dada por la siguiente ecuación:

𝑒 =2𝐵

100−𝐵

21

CÁRDENAS LÓPEZ, Op. Cit. p. 64. 22

REIN, Op. Cit. p. 269.

34

𝑒: Elevación del punto de ebullición en °C. 𝐵: Brix de la solución. Esta ecuación da valores con una precisión de 0,2°C en el rango de interés, de manera que es una aproximación cercana para los cálculos de los evaporadores, sin embargo, en la práctica los valores de 𝑒 son un poco más altos a altas presiones y bajas purezas. 5.1.5.3. Cabeza hidrostática. El proceso de ebullición de un líquido bajo una cabeza hidrostática hierve a mayor temperatura que la temperatura de saturación del vapor en el espacio por encima del líquido, por lo tanto esto se debe tener en cuenta para los cálculos de evaporación pues aunque el efecto es pequeño, en la mayoría de los evaporadores este factor es de gran importancia cuando se encuentra en vacío. La elevación del punto de ebullición puede calcularse como el incremento en la temperatura de saturación del vapor debido al incremento de presión equivalente a la cabeza del líquido involucrado. El promedio de la temperatura de ebullición debe ser evaluada por el promedio de la profundidad del líquido, la cual es 0,5ℎ, donde ℎ es el nivel del líquido en ebullición23. La siguiente expresión calcula la presión del nivel del líquido en ebullición:

𝑃ℎ = 𝑃𝑣 + 0,5 ∗ 𝜌𝑙 ∗ 𝑔 ∗ ℎ

Dónde: 𝑃ℎ: Presión del nivel del líquido en ebullición. 𝑃𝑣: Presión en el espacio del vapor. 𝜌𝑙: Densidad del líquido. El nivel del jugo en la calandria en todos los evaporadores debe estar aproximadamente a 1/3 de la altura de lo tubos, con el fin de aumentar la

23

Ibíd., p. 271.

35

circulación del jugo y obtener máxima tasa de evaporación y una mínima formación de incrustaciones24. 5.1.5.4. Pérdidas de calor. No hay medidas comprensivas de pérdidas de calor reportadas en práctica, ya que las pérdidas dependen del grado de aislamiento de los evaporadores y la tubería. Fives Cail25 recomienda una cifra de 1,5% del calor transferido en la calandria por cada efecto, por lo tanto entre mayor número de efectos mayores serán las perdidas. 5.1.5.5. Recuperador de condensados. El calor transmitido por el vapor al jugo en la calandria tubular corresponde al calor latente de vaporización del vapor, de modo que el vapor al entregar su calor latente se transforma en condensados, por lo tanto, es necesario remover tales condensados. El recuperador de condesados se sitúa debajo de los evaporadores de múltiple efecto y reciben los condensados de cada uno de los efectos, donde se genera evaporación gracias a la diferencia de presión que existe entre el evaporador y el tanque de condensado, el cual está a presión atmosférica, el vapor generado retorna energía térmica a las líneas de vapor vegetal, mejorando la economía de vapor26.

5.1.5.6. Condensador de chorro. Es usual utilizar condensadores para tachos y evaporadores, ya que la presión en cada uno de estos es controlada por medio del agua que se ingresa en los condensadores. Un tipo de condensador utilizado es el condensador de chorro, el cual introduce el agua al condensador a altas velocidades por medio de chorros, este tiene el efecto de arrastrar los gases incondensables con el agua por la línea de salida del agua mientras que otros condensadores como el contracorriente tienen un tubo específicamente para la remoción de gases incondensables, esta particularidad en el condensador de chorros elimina el uso de sistemas de vacíos pero requiere mayor cantidad de agua. 5.1.6. Cristalización. Cuando el jugo es concentrado, su viscosidad y su brix aumenta rápidamente, alcanzando 78-80 ° brix, empiezan a presentarse cristales y la naturaleza del jugo cambia; pasa progresivamente de estado líquido a una condición de partes sólidas y liquidas, por lo tanto la fluidez se pierde cada vez más y se requieren de otros métodos diferentes para su manejo. La solución con tales propiedades es llamada masa cocida. La consistencia de esta solución ya no

24

HUGOT, Op. Cit. p. 342. 25

REIN Op. Cit. p. 277. 26

Ibíd. p. 310.

36

permite calentarla en tubos o pasarla fácilmente de un recipiente a otro, por lo que se construyó un equipo que cumpliera las siguientes funciones27: Evaporar la solución en un solo efecto.

Un equipo similar a un evaporador pero adaptado a la concentración y

viscosidad de la masa cocida.

El equipo que cumple estas funciones es llamado “tacho” y es utilizado para el proceso de cristalización. Tradicionalmente se ha utilizado tachos discontinuos pero recientemente ha sido introducido un sistema continuo, aun así, el inicio del proceso es todavía realizado por tachos discontinuos. El proceso de cristalización en una fábrica se da por medio de vacío e implica procesos simultáneos de transferencia de masa y evaporación, el vacío es necesario para mantener la temperatura lo suficientemente baja para minimizar la formación de color y degradación de la sacarosa en el proceso. La cristalización inicia añadiendo un poco de semilla fina, la cual proporciona los núcleos para iniciar la cristalización. Desde luego, la concentración del líquido madre es controlada tal que la cristalización ocurre sin disolver ningún cristal y sin la formación de núcleos, es decir, un falso grano. El objetivo de la estación de tachos es cristalizar la mayor cantidad posible de azúcar desde la meladura, generada por los evaporadores con una calidad requerida y el contenido de sacarosa en la miel final debe ser mínimo, ya que representaría pérdidas para el proceso. Para cumplir dichos objetivos el proceso de cristalización debe realizarse en un número de etapas, las cuales dependen de los requerimientos de calidad de azúcar y eficiencia deseada para el proceso, así que existen diferentes esquemas de cristalización que permiten cumplir con ciertos objetivos de calidad y eficiencia28.

5.1.6.1. Descripción de los esquemas de cristalización usados. Los siguientes esquemas de cristalización son comúnmente utilizados para producir azúcar cruda, las variaciones depende de las condiciones específicas que se requieren y la elección afectará el flujo de la masa cocida total, como la energía requerida para la cristalización, entonces los esquemas utilizados son29:

27


REIN, Op. Cit. p. 361. 29

Ibíd., p. 362.

37

Esquema de dos templas

Esquema de tres templas

5.1.6.1.1. Esquema de dos templas. La principal ventaja de sistemas de cristalización de dos etapas, mostrado en la figura 6, comparado con el esquema de tres etapas es la eliminación de un equipo simplificando el proceso a dos etapas, sin embargo, el esquema no cambia considerablemente el volumen de masa cocida a procesar ni la capacidad de los equipos.

Una masa de miel es utilizada como semilla de meladura para el tacho C, la masa cocida de C es centrifugada en centrifugas continuas y el azúcar de C se convierte en un magma de aproximadamente 85 de pureza. El azúcar de A es cristalizada a partir de meladura usando el magma de C como semilla, la miel de A debe agotarse en el tacho y cristalizadores para tener una caída de pureza de al menos 20 puntos entre la meladura y azúcar A, para alcanzar éste valor, la pureza de A no se puede exceder de 80-82. Figura 6. Esquema de dos templas.

FENTE: REIN PETER. Cane sugar engineering. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. p. 362. 5.1.6.1.2 Esquema de tres templas. El esquema de tres etapas de cristalización es usado con mayor frecuencia. El esquema es mostrado en la figura 7, donde el azúcar de A es cristalizada a partir de meladura usando como semilla el magma

38

de C, teniendo una pureza de aproximadamente 85. Por lo tanto la masa cocida de A tiene casi la misma pureza de la meladura. La masa cocida de A es centrifugada para obtener un azúcar relativamente alta de Pol (98-99 °Z) y una masa con una pureza cercana a 20 unidades más baja que la meladura.

El azúcar de B es cristalizada desde la masa de A (pureza de 60-70) y meladura, usando el mismo magma de C. La masa cocida de B es centrifugada y el azúcar sale con Pol de 97-98 °Z y es mezclada con el azúcar de A en este caso. La masa cocida de C se genera gracias a la masas de B y A y es centrifugada obteniendo la masa final y el magma, este último es mezclado con agua para utilizarlo como semilla para los otros dos tachos30, para fabricas duales la masa final es llevada a un tanque donde se mezcla con jugo de caña y esta mezcla es fermentada para la producción de etanol. Figura 7. Esquema de tres templas.

FUENTE: REIN PETER. Cane sugar engineering. Berlin: Verlas Dr. Albert Bartens KG, 2007. p. 363. 5.1.6.2. Brix de la meladura. La concentración optima de meladura cuando pasa de los evaporadores de múltiple efecto a los tachos es 60-70° brix. Si la concentración es tomada más allá de estos valores, la economía de vapor se mejora un poco más ya que una mayor evaporación en los evaporadores se disminuye en los tachos, pero esto puede generar dificultades al cocimiento de la azúcar pues no se tendrá el grano adecuado.

30

Ibíd., p. 363.

39

5.1.6.3. Brix de la masa cocida. El brix de la masa cocida depende de las sustancias disueltas en el líquido madre y el análisis de la masa cocida es realizado disolviendo un cierto peso de masa cocida en un volumen conocido de agua. El porcentaje de azúcar, la pureza y el brix de la masa cocida es determinado del líquido diluido obtenido. Con tachos modernos y un buen control de la fábrica un brix de 98° se puede superar fácilmente, mientras que unas fábricas no tan bien equipadas difícilmente superaran un brix de 96°31. 5.1.6.4 Tipos de tachos. En el estudio realizado al ingenio se verán implicados dos tipos de tachos, los tachos discontinuos tipo batch y los tachos continuos tipo VKT. 5.1.6.4.1. Tachos discontinuos tipo batch. El tacho tipo batch es un recipiente cilíndrico de gran tamaño conformado por una calandria en la cual pasa vapor similar a un evaporador y son clasificados según su forma, la parte inferior tiene una inclinación hacia abajo de 18-25° y está asistido por un agitador mecánico para mejorar la circulación32. 5.1.6.4.2. Tachos continuos tipo VKT. Este tacho consiste en un equipo de gran longitud vertical conformado por unas cámaras sobrepuestas con agitadores, los cuales permiten una mejor circulación dentro del tacho, este equipo se representa gráficamente en la figura 8. Una semilla de alta calidad se alimenta en la primera cámara de cristalización y continúa alimentándose en las cámaras restantes, secando los cristales en el paso de cámara a cámara, fluyendo de arriba hacia abajo llegando al máximo contenido de cristales en la última cámara. La circulación forzada en conjunto con los constantes niveles bajos de masa cocida permite usar vapor de calentamiento de baja presión ya que la presión hidrostática de la columna de masa cocida en continua operación es más baja que un tacho convencional.33 31


REIN Peter W., ECHEVERRI

Luis F. and ACHARYA Sumanta. Circulation in vacuum pans. Baton Rouge, LA: Journal American Society of Sugar Cane Technologists, Vol. 24, 2004. 1-2 p 33

Crystallization plants: Continuous boiling. Germany: Braunschweigische Maschinenbauanstalt A G, 2005 [Consultado 3 de Junio de 2014]. Disponible en Internet: http://www.bma-worldwide.com/products/sugar-and-sweeteners/vacuum-pans-batch-and-continuous-types-vkt.html

http://www.bma-worldwide.com/products/sugar-and-sweeteners/vacuum-pans-batch-and-continuous-types-vkt.html


40

Figura 8. Representación del tacho continúo tipo VKT.

FUENTE: Crystallization plants: Continuous boiling. Germany: Braunschweigische Maschinenbauanstalt A G, 2005 [Consultado 3 de Junio de 2014]. Disponible en Internet: http://www.bma-worldwide.com/products/sugar-and-sweeteners/vacuum-pans-batch-and-continuous-types-vkt.html 5.1.7. Conceptos para el análisis. Una de las principales aplicaciones termodinámicas de la ingeniería es el estudio de la efectividad y eficiencia de los procesos, dos técnicas tradicionales son utilizadas para tales propósitos: Uso de un balance de energía en el sistema, usualmente para determinar la

transferencia de calor entre el sistema y el ambiente.

Cálculo del desempeño del sistema. El balance de energía es un proceso matemático con base a la conservación de la energía, y permite conocer los flujos y transformaciones de energía. La base teórica del balance de energía es la primera ley de la termodinámica, la cual establece que la energía no se crea ni se destruye, solamente se transforma en otras formas de energía. Específicamente, el cambio de energía para un sistema es igual al calor transferido en el sistema menos el trabajo realizado por este.34 34 ENERGY-MASS BALANCE GUIDES. Australian Government department of indutry: Energy Efficiency Opportunities. Octubre, 2013 [Consultado 2 de junio de 2014]. Disponible en internet: http://energyefficiencyopportunities.gov.au/feedback/.



http://energyefficiencyopportunities.gov.au/feedback/

41

Para el cálculo del desempeño del sistema se debe de tener en cuenta la segunda ley de la termodinámica, la cual establece la dirección de la energía e incluye las irreversibilidades del proceso, estas últimas se pueden medir mediante una propiedad llamada entropía, la cual indica el desorden molecular en el sistema. De acuerdo a lo anterior existe una propiedad que permite calcular la calidad del proceso y es conocida como la exergía. 5.1.7.1. Exergía. La exergía es aquella propiedad que cuantifica la calidad del desorden de diferentes formas de energía y es una cantidad que se puede transformar en trabajo o energía útil teniendo en cuenta el ambiente en el que se encuentra, si el sistema se encuentra a las mismas propiedades que el ambiente, se dice que está en estado muerto o equilibrio termodinámico entre el sistema y el ambiente, es decir, no tiene exergía. Existen diferentes tipos de exergía las cuales dependen de la forma de energía que provengan35. 5.1.7.1.1. Exergía asociada con la transferencia de calor. La exergía de la transferencia de calor de una superficie de control es el máximo trabajo que puede obtenerse usando el ambiente como depósito de energía térmica de grado cero. Esa cantidad máxima de trabajo es igual a la eficiencia del ciclo de Carnot, y la expresión se denota de la siguiente manera36:

𝑊𝑚𝑎𝑥 = 𝑄 (𝑇 − 𝑇0

𝑇)

Dónde: 𝑇0: Temperatura ambiente. 𝑇: Temperatura del sistema. 5.1.7.1.2. Exergía asociada con las corrientes estacionarias de materia. La exergía de una corriente estacionaria de materia, es la cantidad máxima de trabajo de una corriente conducida del estado inicial al estado muerto por procesos, los cuales la corriente interactúa solo con el ambiente, de modo que la exergía de una corriente de materia, es una propiedad de dos estados, el estado de la corriente y el estado del ambiente. La exergía de una corriente de materia puede ser divida en distintos componentes. En la ausencia de efectos nucleares, magnetismo,

35 KOTAS, T. J. The Exergy Method of Thermal Plant Analysis: The concept of exergy. Malabar, Florida: Krieger publishing Company, 1995. p. 32. 36

Ibíd., p. 34.

42

electricidad y tensión superficial, la exergía de la corriente se conforma de las siguientes energías37:

𝐸 = 𝐸𝑘 + 𝐸𝑝 + 𝐸𝑝ℎ + 𝐸0 Dónde: 𝐸𝑘: Exergía cinética. 𝐸𝑝: Exergía potencial. 𝐸𝑝ℎ: Exergía física. 𝐸0: Exergía química.

37

Ibíd., p. 37.

43

6. METODOLOGÍA

Para realizar el proyecto se seguirá la metodología representada en la figura 9. Figura 9. Metodología planteada para desarrollar el proyecto

44

6.1. IDENTIFICACIÓN DE LOS ESQUEMAS DE ELABORACIÓN DE AZUCAR Para este trabajo se realizará inicialmente el estudio de dos esquemas, el esquema base, el cual es el proceso de elaboración con el que contaba el ingenio de estudio en el año 2006, y el esquema de elaboración actual. En esta etapa se estudiará e identificarán todos los elementos que componen el proceso de elaboración de azúcar para cada uno de los esquemas. 6.2. ANÁLISIS DEL CONSUMO DE VAPOR En esta fase se realizará el procedimiento para calcular el consumo de vapor escape en cada uno de los esquemas de elaboración de azúcar, se analizarán todos los procesos que afectan el consumo de vapor escape, se realizará una comparación entre los esquemas de elaboración para identificar los procesos que demandan más vapor. 6.3. ANÁLISIS EXERGÉTICO. En esta etapa se procederá a realizar el análisis exergético de los esquemas de elaboración para identificar los procesos que generan mayor irreversibilidades, determinar posibles causas y consecuencias. 6.4. ESTABLECER ALTERNATIVA PARA MEJORAR EFICIENCIA ENERGÉTICA Ya realizado el análisis exergético de los diferentes sistemas, se establecerán mejoras que permitan reducir las pérdidas exergéticas y el consumo de vapor escape, aumentando la eficiencia energética y exergética del proceso de elaboración de azúcar. 6.4. ANÁLISIS DE LA ALTERNATIVA ESTABLECIDA Con las nuevas modificaciones en el proceso de elaboración, se calculará el consumo de vapor y se realizará el análisis exergético para comprobar las reducciones de pérdidas de exergía y consumo de vapor escape. Por último se demostrarán los beneficios que conllevaran las mejoras establecidas.

45

7. ESQUEMAS DEL PROCESO DE ELABORACIÓN DE AZÚCAR.

7.1. ESQUEMA BASE. El sistema de elaboración del caso base del ingenio estudiado, está conformado por un sistema de extracción de molinos con una capacidad instalada de molienda de aproximadamente 9.200 toneladas por día hábil promedio, tiene un promedio de extracción de jugo diluido del 98,23% y cuenta con un sistema de calentamiento de dos etapas con calentadores de coraza y tubo. El sistema de evaporación es un cuádruple efecto calentado con vapor escape de aproximadamente 2,27 bar y 157 °C, las extracciones de vapor vegetal para el calentamiento de jugo encalado se efectúan a partir del 1er, 2do y 4to efecto, para el calentamiento de jugo clarificado se efectúa desde el 1er efecto y para el sistema de cristalización por medio del 1er y 2do efecto. El sistema de cristalización es un esquema de dos templas conformado por tachos discontinuos donde la meladura entra con una pureza de aproximadamente 88% generando azúcar con pureza de aproximadamente de 99,2%. El esquema se puede ver gráficamente en el anexo A. 7.2 ESQUEMA ACTUAL. El proceso actual de elaboración a diferencia del esquema base, cuenta con un sistema de calentamiento de calentadores coraza y tubo en la primera etapa y calentadores de placa en la segunda etapa de calentamiento, está compuesto por un tanque flash, el cual permite un mejor proceso de clarificación. El sistema de evaporación es de cinco efectos de evaporación, el cual alimenta la primera etapa de calentamiento mediante vapores vegetales del tercer y segundo efecto, la segunda etapa de calentamiento por medio del primer efecto y un intercambiador mediante vapor escape. El sistema de cristalización es de dos templas con un tacho continuo y el otro discontinuo alimentados por vapores vegetales del tercer efecto y el calentamiento de meladura también es calentado por el tercer efecto de evaporación. El proceso actual se puede ver gráficamente en el anexo B. Datos proporcionados por el ingenio de estudio

46

8. CÁLCULO CONSUMO DE VAPOR

Para determinar el consumo de vapor en el proceso de elaboración de azúcar, se realiza el balance energético de todos los sistemas por separado, empezando por molienda, calculando variables como el jugo diluido, es decir, el jugo extraído por los molinos, el grado brix y la temperatura. Posteriormente se calculan los consumos de vapor vegetal por parte de los calentadores, hasta llegar a calcular la cantidad de jugo que entra a la estación de evaporación, después se debe de calcular la cantidad de vapor vegetal requerido por la estación de cristalización y por último se calcula el consumo de vapor escape por la estación de evaporación teniendo en cuenta las extracciones de vapor vegetal para los sistemas que lo requieren. 8.1. CÁLCULOS CALENTADORES. 8.1.1 Calor especifico de la solución de azúcar. Según Hugot38 El calor específico Cp de la solución sacarosa está dado, a una aproximación cercana, por la ecuación:

𝐶𝑝 = 1 − 0.006𝐵𝑥 𝐵= Brix de la solución. 𝐶𝑝= Calor específico del jugo de caña en kcal/kg. Esta fórmula se puede aplicar sin errores graves a jugos, meladura y melaza de diferente pureza. Después de que una típica mezcla de jugo, de 16 o 17 brix, se tendrá un calor específico de aproximadamente 0.9. De acuerdo a Gueker y Ayres, más exactitud se tendría si se remplazara el coeficiente 0.006 por 0.0056 en la ecuación. Según Hugot todo cálculo de los calentadores está contenido en las 3 ecuaciones siguientes: 38

HUGOT, Op. Cit. p. 449-450.

47

Cantidad de calor transmitido:

𝑄 = 𝑝𝑐(𝑇 − 𝑡0) (1 − 𝑒−

𝑘𝑆𝑝𝑐)

Temperatura obtenida:

𝑡 = 𝑇 − (𝑇 − 𝑡0)𝑒−

𝑘𝑆𝑝𝑐

Superficie de calentamiento:

𝑆 =𝑝𝑐

𝑘𝑙𝑛

𝑇 − 𝑡0

𝑇 − 𝑡

Q= Cantidad de calor transferido al jugo, en Kcal. S= Superficie de calentamiento del calentador, en m2. p= peso del jugo a calentar, en kg/h. c= calor especifico del jugo (aprox 0.9). T= Temperatura del vapor, en °C. t0= Temperatura inicial del jugo frio, en °C. t= Temperatura del jugo caliente, en °C. k= Coeficiente de transferencia de calor, en Kcal/m2/°C/h. 8.1.2. Cálculo del coeficiente global de transferencia de calor. Algunos autores han realizados estudios para calcular el coeficiente global de transferencia de calor, y han estado de acuerdo con que el coeficiente depende de la velocidad de circulación del jugo, Hausbrand39 da por valor:

𝑘 = 750√𝑣 + 0,0073

Dónde: 𝑘: Coeficiente global de transferencia de calor en kcal/m2/°C/h. 39

Ibíd., p. 450.

48

𝑣: Velocidad del juego en los tubos en m/s. Sin embargo, éste estudio fue realizado con los tubos limpios. Las formulas completas y exactas son mucho más complicadas para usos prácticos, puesto que, se debe involucrar la viscosidad, los números de Nusselt, Grashof y Prandlt. Para usos prácticos Hugot40 propuso una fórmula para el cálculo del coeficiente basada en resultados recogidos. La expresión es:

𝑘 = 6𝑇 (𝑈

1,8)

0,8

Dónde: 𝑘: Coeficiente de transferencia de calor en kcal/m2/°C/h. 𝑈: Velocidad del juego en los tubos en m/s. 𝑇: La temperatura del vapor. 8.1.3 Influencia de las incrustaciones en la transmisión de calor. Si los tubos estuvieran limpios el coeficiente de transferencia de calor global seria:

1

k=

1

k1+

1

k2+

1

k3

Dónde: 𝑘1: Coeficiente de transferencia de calor del vapor al tubo 𝑘2: Coeficiente de transferencia de calor a través del tubo el cual debe de tener en cuenta el espesor puesto que la transferencia de calor es por conducción. 𝑘3: Coeficiente de transferencia de calor del tubo al jugo. Teniendo en cuenta las incrustaciones el coeficiente 1/k3 debería que ser remplazado por 1/k4 y 1/k5, ya que se tomaría en cuenta la transmisión de metal a incrustaciones y de las incrustaciones al jugo respectivamente.

40

Ibíd., p. 451.

49

Para calcular un coeficiente de transferencia de calor teniendo en cuenta las incrustaciones, se toma una formula a partir de resultados de Wright41, donde se calcula el coeficiente del calentador en el transcurso de la semana. La expresión es:

k = 5 T (U

1,8)

0,8

(135 − H0,8

100)

Dónde: k: Coeficiente de transferencia de calor en kcal/m2/°C/h. U: Velocidad del juego en los tubos en m/s. T: La temperatura del vapor. H: El número de horas desde la última limpieza del calentador. 8.1.4. Balance de energía para calentadores de coraza y tubo y para calentadores de placa. El balance de energía para el caso de los calentadores de carcaza y tubos como para los de placas se puede representar de la siguiente manera42: Figura 10. Representación gráfica del balance de masa y energía de los calentadores.

41

Ibíd., p. 452. 42

CENICAÑA, Manual de Auditoría Energética para los Ingenios Azucareros de Colombia, Cali, 199. p. C24-C27.

50

Dónde: 𝑚v: Flujo másico de vapor requerido. 𝑚𝑗: Flujo másico de jugo. 𝐶𝑝: Calor especifico de jugo. 𝐵𝑥: Brix del jugo. ℎ𝑔: Entalpia de vapor de entrada. ℎ𝑓: Entalpia de vapor de salida.

𝐸𝑒𝑛 = 𝐸𝑠𝑎𝑙

𝑚𝑗 𝐶𝑝 𝑇𝑒 + 𝑚𝑣ℎ𝑔𝑣 = 𝑚𝑗 𝐶𝑝 𝑇𝑣 + 𝑚𝑣ℎ𝑓𝑣

El flujo de vapor requerido para estos calentadores será:

𝑚𝑣 =𝑚𝑗𝐶𝑝(𝑇𝑠 − 𝑇𝑒)

ℎ𝑔 − ℎ𝑓

8.2. CÁLCULO EVAPORADORES. El balance de masa y energía en la estación de evaporadores se comienza, realizando un balance de solidos de toda la estación para calcular la cantidad de jugo producido, después se realiza los balances de masa y energía para cada uno los evaporadores comenzando por el ultimo y asumiendo la cantidad de vapor vegetal que sale del ultimo efecto. De esta manera, se calcula el consumo de vapor de cada evaporador llegando a determinar el consumo de vapor escape que se necesita para procesar la cantidad de jugo que llega a la estación. Este proceso es iterativo puesto que al asumir la cantidad de vapor vegetal del último efecto, se calcula el jugo que entra a la estación, sí este no coincide con el real, se debe repetir el proceso hasta alcanzar un nivel de coincidencia aceptable43. 43

Ibíd., p. C28-C36.

51

El balance de la estación de evaporadores se realiza de acuerdo al volumen de control representado en la figura 11: Figura 11. Volumen de control del balance de sólidos en la estación de evaporadores.

Datos de entrada: 𝐽𝑒: Jugo que entra a la estación de evaporación. 𝐵𝑥𝑒: Brix del jugo entrante. 𝐵𝑥𝑠: Brix del jugo que sale. Variable calculada: 𝐽𝑠: Jugo que sale de la estación de evaporación: Por medio del balance de solidos se calcula la cantidad de jugo obtenido por estación de evaporación:

𝐽𝑒𝐵𝑥𝑒 = 𝐽𝑠𝐵𝑥𝑠

𝐽𝑠 =𝐽𝑒𝐵𝑥𝑒

𝐵𝑥𝑠

Después de haber realizado el balance de solidos se realiza el balance de energía y masa para cada uno de los evaporadores empezando por el último efecto,

52

asumiendo el vapor vegetal y calculando el consumo de vapor de cada uno hasta llegar al primer efecto, el procedimiento se realiza de acuerdo a la figura 12: Figura 12. Representación gráfica del balance de energía y masa para un solo efecto de evaporación.

Datos de entrada: 𝐽𝑠: Jugo que sale del evaporador. 𝐵𝑥𝑠: Brix del jugo obtenido. 𝐸: Vapor vegetal que sale del evaporador. ℎ𝐸: Entalpia del vapor vegetal que sale del evaporador. ℎ𝑒: Entalpia del vapor requerido. ℎ𝑐: Entalpia del condensado que sale del evaporador. 𝑃𝑗: Presión del jugo. 𝑃𝑣: Presión del vapor. 𝑇𝐽: Temperatura del jugo. 𝑇𝑣: Temperatura del vapor.

53

Variables calculadas: 𝐽𝑒: Jugo que entra al evaporador. 𝐵𝑥𝑒: Brix del jugo entrante. 𝑉𝑒: Vapor requerido en el evaporador. Se calcula primero el jugo entrante en cada evaporador con la siguiente expresión:

𝐽𝑠 = 𝐽𝑒 + 𝐸 Donde 𝐸 es la cantidad de vapor vegetal, en el cual se debe tener en cuenta las extracciones para calentadores y tachos como el consumo del efecto siguiente.Posteriormente se calcula el brix del jugo entrante con un balance de solidos:

𝐽𝑠 ∗ 𝐵𝑥𝑠 = 𝐽𝑒 ∗ 𝐵𝑥𝑒

𝐵𝑥𝑒 =𝐽𝑠∗𝐵𝑥𝑠

𝐽𝑒

Ya teniendo estas dos variables calculadas queda por último calcular el vapor consumido, el cual se realiza con un balance de energía:

𝐸𝑒𝑛 = 𝐸𝑠𝑎𝑙

𝑉𝑒 ∗ ℎ𝑒 + 𝐽𝑒 ∗ 𝐶𝑝𝑒 ∗ 𝑇𝑗𝑒 = 𝐸 ∗ ℎ𝐸 + 𝑉𝑒 ∗ ℎ𝑐 + 𝐽𝑠 ∗ 𝐶𝑝𝑠 ∗ 𝑇𝑗𝑠

𝑉𝑒 =𝐸∗ℎ𝐸+ 𝐽𝑠∗𝐶𝑝𝑠∗𝑇𝑗𝑠− 𝐽𝑒∗𝐶𝑝𝑒∗𝑇𝑗𝑒

ℎ𝑒−ℎ𝑐

Este mismo procedimiento se repite para el efecto anterior hasta llegar al primer efecto, calculando de esta manera el vapor consumido por la estación de evaporación.

54

8.3. CALCULOS TACHOS. Para realizar el balance de energía en los tachos, primero se realiza un balance del sistema global o estación de tachos, el diagrama de cuerpo libre mostrado en la figura 13 representa el sistema global44. Figura 13. Análisis energético para la estación de tachos.

Dónde: 𝑀: Cantidad de meladura 𝑉: Vapor requerido 𝐸: Cantidad evaporada 𝐴: Cantidad de azúcar 𝑚: Cantidad de miel final 𝐶: Condensados Para los sólidos que se presentan en la figura ( Meladura, Azúcar y miel final) es necesario conocer su °brix y pureza, como también el flujo másico de la meladura o el flujo másico del jugo a evaporadores y su °brix. Este último permite calcular el flujo másico de la meladura utilizando el balance de sólidos.

44

Ibíd., p. C50-C56.

55

Para hacer el análisis global y calcular el vapor requerido para la estación de tachos, se debe realizar un balance de sólidos y un balance de pol, estos balances se realizan de la siguiente forma: Los sólidos presentes en la meladura se calculan de la siguiente manera:

(𝑆𝑜𝑙)𝑀 = ��𝐵𝑥𝑀

La pol presente en la meladura se calcula de la siguiente forma:

(𝑃𝑜𝑙)𝑀 = (𝑆𝑜𝑙)𝑀(𝑃𝑧𝑎)𝑀

Para calcular entonces el flujo en el azúcar y el flujo de la miel final se realizan balance de sólidos y balance de pol:

(𝑆𝑜𝑙)𝑒𝑛 = (𝑆𝑜𝑙)𝑆𝑎𝑙

De acuerdo la ecuación anterior el balance de sólidos para la estación de tachos es:

��𝐵𝑥𝑀 = ��𝐵𝑥𝐴 + ��𝐵𝑥𝑚

El balance de pol para la estación de tachos es:

(𝑃𝑜𝑙)𝑒𝑛 = (𝑃𝑜𝑙)𝑠𝑎𝑙

��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀 = ��𝐵𝑥𝐴𝑃𝑧𝑎𝐴 + ��𝐵𝑥𝑚𝑃𝑧𝑎𝑚 Se despejan entonces las dos incógnitas que se necesitan:

��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀 = (��𝐵𝑥𝑀 − ��𝐵𝑥𝑚)𝑃𝑧𝑎𝐴 + ��𝐵𝑥𝑚𝑃𝑧𝑎𝑚

56

��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀 = ��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝐴 − ��𝐵𝑥𝑚𝑃𝑧𝑎𝐴 + ��𝐵𝑥𝑚𝑃𝑧𝑎𝑚

��𝐵𝑥𝑀(𝑃𝑧𝑎𝑀 − 𝑃𝑧𝑎𝐴) = ��𝐵𝑥𝑚(𝑃𝑧𝑎𝑚 − 𝑃𝑧𝑎𝐴)

�� =��𝐵𝑥𝑀(𝑃𝑧𝑎𝑀−𝑃𝑧𝑎𝐴)

𝐵𝑥𝑚(𝑃𝑧𝑎𝑚−𝑃𝑧𝑎𝐴)

Conociendo el flujo de miel final se puede calcular el flujo de azúcar con el balance de solidos:

�� =��𝐵𝑥𝑀−��𝐵𝑥𝑚

𝐵𝑥𝐴

Posteriormente se realiza un balance de masa para conocer la cantidad de jugo evaporado:

𝑀 = 𝐸 + 𝐴 + 𝑚

𝑀 − 𝐴 − 𝑚 = 𝐸

Después de conocer la mayoría de las variables se procede a calcular la cantidad de vapor requerido para la estación de tachos, por lo que se realiza un balance de energía: Se dice que el vapor que entre es aproximadamente igual a los condensados que salen:

𝑉 = 𝐶

El balance de energía será:

��𝐶𝑝𝑀𝑇𝑀 + ��ℎ𝑉 = ��𝐻𝐸 + ��𝐶𝑝𝐴𝑇𝐴 + ��𝐶𝑝𝑚𝑇𝑚 + 𝑉ℎ𝐶 El vapor requerido es:

�� =��𝐻𝐸+��𝐶𝑝𝐴𝑇𝐴+��𝐶𝑝𝑚𝑇𝑚−��𝐶𝑝𝑀𝑇𝑀

ℎ𝑉−ℎ𝐶

57

Después de realizar el balance global, se realiza el balance de cada tacho para calcular el consumo de vapor en cada uno de estos. Figura 14. Representación gráfica del análisis energético de los tachos.

Dónde:

𝑚𝐴: Cantidad de miel de A. 𝑆: Cantidad de semilla 𝑀: Cantidad de meladura

𝑉: Cantidad de vapor requerido

𝐸: Cantidad de jugo evaporado 𝐶: Condensados

Se realiza nuevamente el balance de sólidos y de pol para el tacho:

𝑚𝐴 𝐵𝑥𝑚𝐴= ��𝐵𝑥𝑆 + ��𝐵𝑥𝑀

𝑚𝐴 𝐵𝑥𝑚𝐴

𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴= ��𝐵𝑥𝑆𝑃𝑧𝑎𝑆 + ��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀

Despejando se obtiene:

(��𝐵𝑥𝑆 + ��𝐵𝑥𝑀)𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴 = ��𝐵𝑥𝑆𝑃𝑧𝑎𝑆 + ��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀

��𝐵𝑥𝑆𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴 + ��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴 = ��𝐵𝑥𝑆𝑃𝑧𝑎𝑆 + ��𝐵𝑥𝑀𝑃𝑧𝑎𝑀

��𝐵𝑥𝑆(𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴 − 𝑃𝑧𝑎𝑆) = ��𝐵𝑥𝑀(𝑃𝑧𝑎𝑀 − 𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴)

�� =��𝐵𝑥𝑀(𝑃𝑧𝑎𝑀−𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴)

𝐵𝑥𝑆(𝑃𝑧𝑎𝑚𝐴−𝑃𝑧𝑎𝑆)

58

Ya conocida la semilla introducida en el tacho se puede calcular la masa que sale del tacho A:

𝑚𝐴 =��𝐵𝑥𝑆+��𝐵𝑥𝑀

𝐵𝑥𝑚𝐴

El balance de masa en el tacho se realiza para calcular la evaporación del jugo:

�� + �� = 𝑚𝐴 + ��𝐴

��𝐴 = �� + �� − 𝑚𝐴 Se realiza un balance de energía en el tacho para calcular el consumo de vapor en este:

��𝐶𝑝𝑀𝑇𝑀 + ��ℎ𝑉 + ��𝐶𝑝𝑆𝑇𝑆 = ��𝐴ℎ𝐸𝐴 + 𝑚𝐴 𝐶𝑝𝑚𝐴𝑇𝑚𝐴 + 𝑉ℎ𝐶𝐴

�� =��𝐴ℎ𝐸𝐴−��𝐶𝑝𝑆𝑇𝑆+𝑚𝐴 𝐶𝑝𝑚𝐴𝑇𝑚𝐴−��𝐶𝑝𝑀𝑇𝑀

ℎ𝑉−ℎ𝐶𝐴

Dependiendo del tacho y del esquema de cristalización las corrientes de entrada y de salida son diferentes, por lo tanto se deben identificar y luego realizar su respectivo balance de sólidos y de pol. 8.4 PROPIEDADES DEL AGUA Y DEL VAPOR. Para calcular las propiedades del vapor y del agua se utilizaron las siguientes ecuaciones45: La entalpía de evaporación en kJ/kg se representa de la siguiente manera: ℎ𝑓𝑔 = 249,9 − 2,0523 ∗ 𝑇 − 0,0030752 ∗ 𝑇2. 45 REIN, Op. Cit. p. 739-742.

59

La entalpía del vapor saturado se puede calcular de la siguiente forma: ℎ𝑔 = 2502,04 + 1,8125 ∗ 𝑇 + 258,5 ∗ 10−4 ∗ 𝑇2 − 9,8 ∗ 10−6 ∗ 𝑇3. En donde 𝑇 es la temperatura del vapor en °C y aplican para un rango de temperaturas de 40°C a 140°C.La entalpía del vapor sobrecalentado se calcula así: ℎ = 1470,1 + 3,596 ∗ 𝑇 − 0,001355 ∗ 𝑇2 − 11,62 ∗ 𝑃 − 0,00456 ∗ 𝑃2 + 0,0151 ∗ 𝑃 ∗ 𝑇. En dónde 𝑇 es la temperatura del vapor en K y 𝑃 es la presión del vapor en bar. La entropía del vapor es calculada mediante las siguientes ecuaciones: Entropía del vapor saturado. 𝑠𝑔 = 𝑎 + 𝑏 ∗ 𝐿𝑛(𝑇) ∗ 𝑐 ∗ 𝐿𝑛(𝑃) . En donde 𝑎 𝑏 y 𝑐 son coeficientes determinados para el vapor y tienen una magnitud de: 𝑎=1,84334871 𝑏= -0,01837379 𝑐= -0,07575765

Las formulas son suministradas por la Dra. Paz, las cuales utilizo en el trabajo sobre evaluación exergética

de propuestas de consumo de vapor en usinas azucarera.

60

8.5. CÁLCULO PORCENTAJE DE ERROR. Para realizar el balance energético y el cálculo del consumo de vapor del esquema base, primero, se procedió a calcular el porcentaje de error del cálculo realizado, por lo tanto, el ingenio proporcionó unos datos reales los cuales se compararon con los datos teóricos calculados, en donde las variables de entrada son datos promedio anuales de operación, de este modo, los valores obtenidos son los siguientes: Cuadro 1. Porcentaje de error del esquema base.

Teórico Real %Error

Molienda

2.734.022,56 ton/año 2.734.061 ton/año

8.236 ton/día 8.236 ton/día 375,80 ton/h 375,80 ton/h

Días molienda 331,96 331,96 Bagazo % Caña 27,53% 27,53% Bagazo producido 752.676,41 ton 752.765,00 ton Bagacillo 5.468,00 ton 5.468,00 ton Consumo escape 1.140,027 lb/tc 1.183,00 lb/tc 4% CVE % caña 52% 54% El cuadro 1 proporciona el porcentaje de error que se obtuvo en el cálculo realizado, el cual es del 4%, valor por debajo del límite acordado por los autores, ya que en trabajos realizados se han presentado errores de hasta 11% para cálculos de evaporadores de múltiple efecto46. Para el esquema actual se realizó el mismo procedimiento anterior para calcular el porcentaje de error y los valores obtenidos para este esquema son:

46

CARRIZALES MARTÍNEZ, Roberto. Cálculo de evaporadores de múltiple efecto, un método simplificado. México: Tlatemoani Revista académica de investigación [Consultado 03 de agosto de 2014]. Disponible en internet: http://www.eumed.net/rev/tlatemoani/02/rcm.htm

http://www.eumed.net/rev/tlatemoani/02/rcm.htm

61

Cuadro 2. Porcentaje de error del esquema actual de elaboración.


Molienda

2.647.554,50 ton/año 2.647.374,00 ton/año 9.095,00 ton/día 9.095,00 ton/día

398,80 ton/h 398,80 ton/h Días molienda 291,1 291,1 Bagazo % Caña 28,02% 28,02% Bagazo producido 741.844,77 ton/año 741.850,00 ton/año Bagacillo 6.100,00 ton/año 5.492,00 ton/año Consumo escape 1007,9 lb/tc 917,00 lb/tc 9,9% CV % Caña 45% 42% El cuadro 2 se puede observar que el error a pesar de que está por debajo del valor acordado, es de gran porcentaje, la discrepancia entre los datos puede variar debido a las condiciones de los equipos, a los problemas de operación durante el tiempo de estudio, a los controles realizados en el proceso, entre otros. 8.6. ANÁLISIS CONSUMO DE VAPOR Para el análisis del consumo de vapor del esquema base y el esquema actual, se procedió a realizar el cálculo de consumo de vapor con una molienda de 400 toneladas de caña por hora, para que el jugo de entrada a la estación de evaporación sea similar y poder hacer un mejor análisis comparativo entre los dos esquemas e identificar puntos claves de consumo. El consumo de vapor vegetal por parte del sistema de calentamiento, tachos y demás extracciones se calculó mediante balances de energía, con las pérdidas de calor específicas para cada equipo y en la configuración establecida. En el anexo D y E se puede observar con detalle los resultados y variables para calcular el consumo de cada calentador de su respectivo esquema, los resultados de las extracciones de cada uno de los esquemas son:

62

Cuadro 3. Extracciones del esquema base de evaporación.

Consumo vapores vegetales

Gases I

Calentador Jugo Encalado 3 31,71 T/h Calentador Jugo Claro 8,64 T/h Calentador Jugo filtrado 2,27 T/h Calentador Meladura 2,74 T/h Total Vapor vegetal calentadores 45,35 T/h Tacho A 32,84 T/h

Gases II

Calentador jugo encalado 2 13,37 T/h Tacho B 5,04 T/h Cristal B 3,02 T/h Total Tachos 8,06 T/h

Gases IV

Calentador Jugo encalado 1 3,22 T/h En el cuadro 3 se muestran los valores del consumo de vapor vegetal por parte de los equipos que requieren esta energía térmica, se puede evidenciar un alto consumo por parte de los calentadores de jugo encalado desde el primer efecto, debido a las altas diferencias de temperatura, ya que el jugo entra al primer calentador con una temperatura aproximada de 40°C y sale del ultimo calentador de jugo encalado hacia el sistema de clarificación a una temperatura aproximada de 105°C, por lo tanto se necesita vapor de alta presión y temperatura. En general se observa un alto consumo de vapor vegetal desde el primer efecto, lo que significa una alta demanda de alta temperatura entre los efectos de evaporación. Para el esquema actual el sistema de calentamiento de jugo encalado se remplazan algunos calentadores de coraza y tubo por calentadores de placa y en el calentamiento de jugo claro se realiza con calentadores de placa, calentando el jugo a una temperatura más alta antes de llegar a la estación de evaporación, además se remplaza un tacho discontinuo por un tacho continuo.

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Cuadro 4. Extracciones del esquema actual de evaporación.

Consumo vapores vegetales

Gases I

Calent. Placa Jugo claro 1 13,89 T/h Calentador Refinería 0,55 T/h Secadoras 2,27 T/h

Gases II

Calent. Placa Jugo encalado 27,15 T/h Refinería 11,56 T/h

Gases III

Calentador Jugo encalado 24,42 T/h Calentador meladura 1,67 T/h Tachos 41,37 T/h En el cuadro 4 se evidencia el consumo de vapor vegetal por parte de los sistemas del esquema de elaboración actual, se evidencia una disminución en la demanda de vapor de alta temperatura entre los efectos de evaporación y una mejor distribución de vapor vegetales, ya que la implementación de un efecto más de evaporación permite aumentar la temperatura del primer efecto, en el esquema base la temperatura del primer efecto es de 111°C aproximadamente mientras que en el esquema actual es de 121°C lo que permite incluir equipos que consumían vapor escape como las secadoras. Para la estación de tachos de los dos esquemas de evaporación se realizó el procedimiento de cálculo de tachos, los valores de entrada son el brix y la pureza, los cuales son dados por el ingenio. En el cuadro 5 se dan los valores y resultados utilizados para calcular el consumo de vapor en la estación de tachos, los valores se diferencian un poco debido a la configuración del sistema de cristalización y al proceso de la meladura antes de llegar a cristalización.

64

Cuadro 5. Resultados estación de cristalización Base Actual

Brix meladura 60% 64,1% Flujo meladura 82,35 T/h 91,34 T/h Pureza meladura 88% 86,9% Flujo azúcar 35,25 T/h 38,07 T/h Brix azúcar 99,9% 99,7% Pureza azúcar 99,3% 99,6% Pureza miel final 60% 63,5% Brix miel final 85% 76,0% Miel final 16,67 T/h 27,10 T/h Cantidad evaporada 35,75 T/h 26,16 T/h En el anexo F y G se puede observar gráficamente los sistemas de cristalización de cada uno de los respectivos esquemas con los resultados obtenidos. 8.6.1. Análisis consumo de vapor escape estación de evaporación. Con los vapores vegetales el cálculo se centra en la estación de evaporación, en el cual se realiza un procedimiento iterativo, en donde las variables de entrada son solo la presión del vapor escape y la presión del vapor del último efecto para conocer las temperaturas de los evaporadores, estas temperaturas se calculan mediante la ecuación de Antoine, la cual es una función que correlaciona la presión con la temperatura47:

𝑙𝑜𝑔10 𝑃𝑣𝑎𝑝 = 𝐴 − (𝐵

𝑇𝑒𝑚𝑝 + 𝐶)

Donde A B y C son las constantes de Antoine, para la presión en mmHg y la temperatura en grados Kelvin (K) las constantes son: A= 18,303. B=3816,44. C=-4613

47

FRANCO FERNANDEZ, José Alberto. Diseño de un simulador por computadora de procesos de evaporación en una línea de evaporadores de múltiple efecto: Presión de vapor. Para conferir el titulo de ingeniero quimico. Guatemala: Universidad de San Carlos de Guatenala. Facultad de ingeniería. Escuela de ingeniería química. 2006. 19 p

65

Después de tener las extracciones calculadas, la otra variable de entrada necesaria es el grado brix que se desea a la salida de la estación de evaporación, con estos valores se realiza el cálculo de evaporadores. Los resultados arrojados para la estación de cristalización del esquema base son: Cuadro 6. Resultados estación de evaporación esquema base

Evaporador 1 2 3 4 Área Evaporadores 5.837 m^2 2.203 m^2 16.573 m^2 1.701 m^2 Presión 151,80 kPa 96,70 kPa 55,90 kPa 15,30 kPa Extracción tachos 32,84 T/h 8,06 T/h 0,00 T/h 0 T/h Extracción calenta 45,35 T/h 13,37 T/h 0,00 T/h 3,27 T/h Otros 0,00 T/h 0,00 T/h 0,00 T/h 0,00 T/h Extracción total 78,19 T/h 21,43 T/h 0,00 T/h 3,27 T/h Jugo entrante 395,83 T/h 255,78 T/h 190,35 T/h 143,50 T/h Jugo saliendo 255,78 T/h 190,35 T/h 143,50 T/h 92,94 T/h Temp. Jugo ent 105,0 °C 112,3 °C 99,6 °C 85,5 °C Temp. Jugo saliendo 112,3 °C 99,6 °C 85,5 °C 57,5 °C Brix jugo. Ent. 14% 22% 29% 39% Brix jugo.Sal 22% 29% 39% 60% Calor esp. J.Ent 3,9 kJ/kg°C 3,7 kJ/kg°C 3,5 kJ/kg°C 3,3 kJ/kg°C Calor esp. J.Sal 3,7 kJ/kg°C 3,5 kJ/kg°C 3,3 kJ/kg°C 2,8 kJ/kg°C Flujo vapor ent. 149,4 T/h 61,9 T/h 44,0 T/h 46,9 T/h Flujo de vapor sal 140,05 65,43 46,86 50,56 Vapor al siguiente efecto 61,9 T/h 44,0 T/h 46,9 T/h 0 Temp del vapor ent 124,00 °C 111,77 °C 98,7 °C 84,20 °C Temp vapor salida 111,77 °C 98,7 °C 84,20 °C 54,55 °C El cuadro 6 muestra todos los resultados calculados para el sistema de evaporación, en el Anexo H se puede observar gráficamente la simulación del cálculo. El consumo de vapor de escape para este esquema da un valor de 149,4 T/h y produce un jugo de 60 ° Brix, el consumo de vapor vegetal por parte del sistema cristalización es de 40,9 T/h. Para el cálculo del consumo de vapor escape en el sistema de evaporación del esquema actual se realizó el mismo procedimiento, pero con la configuración establecida (ver Anexo B) y la implementación de otros equipos, los resultados obtenidos son:

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Cuadro 7. Resultados estación de evaporación esquema actual Evaporador 1 2 3 4 5

Área Evaporadores 5.574 m^2 5.834 m^2 4.942 m^2 741 m^2 741 m^2 Presión 205,00 kPa 165,00 kPa 114,00 kPa 80,00 kPa 22,04 kPa Extracción tachos 0,00 T/h 0,00 T/h 41,37 T/h 0 T/h 0 T/h Extracción calenta 14,44 T/h 27,15 T/h 26,09 T/h 0,00 T/h 0,00 T/h Otros 7,52 T/h 11,56 T/h 0,00 T/h 0,00 T/h 0,0 T/h Extracción total 21,96 T/h 38,71 T/h 67,46 T/h 0,00 T/h 0,00 T/h Jugo entrante 393,72 T/h 268,45 T/h 163,04 T/h 94,66 T/h 92,65 T/h Jugo saliendo 268,45 T/h 163,04 T/h 94,66 T/h 92,65 T/h 87,4 T/H Temp. Jugo ent 123,0 °C 121,6 °C 115,4 °C 106,6 °C 97,0 °C Temp. Jugo saliendo 121,6 °C 115,4 °C 106,6 °C 97,0 °C 66,4 °C Brix jugo. Ent. 15% 22% 36% 62% 63% Brix jugo.Sal 22% 36% 62% 63% 67% Calor esp. J.Ent 3,8 kJ/kg°C 3,7 kJ/kg°C 3,3 kJ/kg°C 2,7 kJ/kg°C 2,7 kJ/kg°C Calor esp. J.Sal 3,7 kJ/kg°C 3,3 kJ/kg°C 2,7 kJ/kg°C 2,7 kJ/kg°C 2,6 kJ/kg°C Flujo vapor ent. 127,7 T/h 103,3 T/h 66,7 T/h 0,9 T/h 2,0 T/h Flujo de vapor sal 117,75 93,85 68,38 2,02 5,25 Vapor al sgte efecto 103,3 T/h 66,7 T/h 0,9 T/h 2,0 T/h 0 Temp del vapor ent 126,78 °C 121,05 °C 114,3 °C 103,38 °C 93,56 °C Temp vapor salida 0,00 °C 114,3 °C 103,38 °C 93,56 °C 62,30 °C De acuerdo a los cuadros 6 y 7 se puede identificar una disminución del consumo de vapor de escape, pasando de 149,4 T/h a 127,7 T/h una reducción del 14,82%, como también el cambio en la distribución de los vapor vegetales, pasando de una distribución donde el 76,06% del vapor vegetal es generado por el primer efecto de evaporación a un 13,24%, por lo tanto, el mayor gasto de energía se efectúa en efectos donde la temperatura y presión del evaporador es menor como lo es el tercer efecto, incluyendo procesos en el primer efecto de evaporación que necesitan vapores de mayor presión y temperatura como las secadoras, estos factores son la causa de la disminución del consumo de vapor escape por parte del sistema de evaporación en el esquema actual. La simulación del consumo de vapor escape se puede observar en el anexo I. Finalmente para calcular el consumo total de vapor escape se adicionan los demás proceso que requieren de tal vapor, estos consumos son proporcionados por el ingenio de estudio. Los consumos se dan en libras por hora y el total se divide entre la molienda de 400 toneladas por hora y nos da el consumo total en

67

libras de vapor por toneladas de caña molida, índice que se utiliza para evaluar la eficiencia del proceso de elaboración de azúcar. Cuadro 8. Consumo total de vapor escape

Esquema base Esquema actual

Evaporadores 329.281,9 lb/h Evaporadores 281.362 lb/h Destilería 68.246 lb/h Destilería 68.730 lb/h Desaireador 23.173 lb/h Desaireador 26.626 lb/h Secadora 14.343 lb/h Calentador J. C2 15.811 lb/h N/D N/D Tamices 8.265 lb/h Perdidas 3% 13.051,32 lb/h Pérdidas 2.004 lb/h Total Vapor escape 448.095,22 lb/h Total 402.798 lb/h Consumo V.E 1.120,24 lb/TC Consumo V. E 1.007 lb/TC Consumo V.E % caña 50,82% Consumo V.E % caña 45,7%

De acuerdo al cuadro 8 se puede observar el consumo total de cada uno de los esquemas de evaporación, el consumo total paso de 1.120,24 lb/TC a 1.007 lb/TC una reducción del 10,11%, se resalta el consumo de vapor por porcentaje de caña molida, el cual se redujo de 50,82% a 45,7% , esta reducción se debe principalmente al cambio del sistema de evaporación, el cambio de intercambiadores y la distribución de vapores vegetales, se puede observar en el cuadro 8 que en el esquema actual al incluir las secadoras a consumir vapor vegetal incluyen otro proceso a consumir vapor escape como son los tamices, que en el esquema base consumían vapor vivo.

68

9. ANÁLISIS EXERGÉTICO

Con el resultado de vapor escape se puede deducir la reducción en términos de masa y energía, pero no se puede conocer la energía útil de cada uno de los sistemas ni tampoco las irreversibilidades que generan, mediante el análisis exergético se desea conocer estas variables para saber que tanto están aprovechando la energía los sistemas que conforman el proceso de elaboración de azúcar.

9.1 ANÁLISIS EXERGETICO CALENTAMIENTO Para realizar el análisis exergético en el sistema de calentamiento, se utilizó la exergía por transferencia de calor y se realizó el balance respectivo, las ecuaciones utilizadas fueron: Exergía entregada por el vapor:

𝐸1 = 𝑄 (𝑇𝑣 − 𝑇0

𝑇𝑣)

Dónde: 𝑇0= Temperatura del ambiente. 𝑄= Calor transferido. La exergía recibida por el jugo es:

𝐸2 = 𝑚𝑗𝐶𝑝𝑗 [(𝑇𝑠−𝑇𝑒) − 𝑇0𝐿𝑛𝑇𝑠

𝑇𝑒]

Por lo tanto:

𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑝é𝑟𝑑𝑖𝑑𝑎 = 𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒𝑔𝑎𝑑𝑎 – 𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑟𝑒𝑐𝑖𝑏𝑖𝑑𝑎

𝐸𝑓𝑖𝑐𝑖𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑒𝑥𝑒𝑟𝑔é𝑡𝑖𝑐𝑎 =𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑟𝑒𝑐𝑖𝑏𝑖𝑑𝑎

𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒𝑔𝑎𝑑𝑎

69

De acuerdo a las anteriores ecuaciones, se calculó las eficiencias exergéticas de cada calentador y luego la eficiencia global del sistema de calentamiento de jugo encalado y el sistema de calentamiento de jugo, la exergía de cada calentador se puede encontrar en los anexos J y K, a continuación se muestran los valores de exergía para el calentamiento de jugo encalado y para calentamiento de jugo claro. Cuadro 9. Exergía del sistema de calentamiento esquema base

En el cuadro 9, se puede evidenciar los resultados obtenidos sobre la exergía en el sistema de calentamiento, con calentadores de coraza y tubo, en el calentamiento de jugo encalado se pierde 39% de energía útil y en el calentamiento de jugo claro un 12%. Los resultados de exergía para el sistema de calentamiento del esquema actual son los siguientes: Cuadro 10. Exergía del sistema de calentamiento esquema actual

Calenta. Jugo

encalado Calenta. Jugo

claro

Exergía entregada 55,7 kJ/kg 25,24 kJ/kg Exergía recibida 34,7 kJ/kg 22,6 kJ/kg Eficiencia exergética 62% 89% Exergía pérdida 21,0 kJ/kg 2,7 kJ/kg Pérdida exergética 38% 11% De acuerdo al cuadro 10 y 9 se puede notar una disminución no muy significativa en la pérdida y eficiencia exergética por parte del sistema de calentamiento, se redujo un punto porcentual para calentamiento de jugo encalado y para calentamiento de jugo claro. Se puede deducir que mediante la configuración optima de sistema de calentamiento se puede aumentar la exergía de este

Calenta. Jugo encalado

Calenta. jugo Claro

Exergía entregada 72,4 kJ/kg 10,4 kJ/kg Exergía recibida 44,0 kJ/kg 9,2 kJ/kg Eficiencia exergética 61% 88% Eficiencia pérdida 28,4 kJ/kg 1,2 kJ/kg Pérdida exergética 39% 12%

70

sistema ya sea en calentamiento de jugo claro o en calentamiento de jugo encalado. 9.2. ANÁLISIS EXERGÉTICO TACHOS En el análisis exergético de los tachos se utilizó la exergía asociada con las corrientes estacionarias de la materia, en donde la exergía cinética, la exergía potencial y la exergía química se descartan, por lo tanto solo se trabajó con la exergía física de la materia, en este caso, jugo de caña y vapor de agua. La exergía se calculó de la siguiente manera: Se tomaron las corrientes de entrada y salida de los tachos y se realizó el balance para cada uno, mediante la siguiente ecuación se calculó la exergía del vapor:

𝑒 = (ℎ − ℎ0) − 𝑇0(𝑠 − 𝑠0) Dónde: ℎ= La entalpía del vapor en el estado actual. ℎ0= La entalpía del ambiente. 𝑇0= La temperatura del ambiente. 𝑠= La entropía del vapor en el estado actual. 𝑠0= La entropía del ambiente. En este caso la temperatura del ambiente se tomó de 25°C, por lo tanto la entalpía es de 104 kJ/kg y la entropía es de 0,4 kJ/kg. La entalpía y la entropía del vapor se calcularon mediante las regresiones expuestas en el capítulo de propiedades del agua y vapor. Para la exergía del jugo se utilizaron los calores específicos y las temperaturas del jugo en cada estado, la ecuación utilizada fue:

𝑒 = 𝐶𝑝(𝑇 − 𝑇0) − 𝐶𝑝𝑇0𝐿𝑛(𝑇/𝑇0)

71

De acuerdo a las anteriores ecuaciones se realizó el cálculo de la exergía de los tachos, los resultados específicos se pueden encontrar los anexos L y M, los resultados más relevantes se pueden observar en el cuadro 11. Cuadro 11. Exergía en el sistema de cristalización.

Esquema base Esquema actual

Tacho A 44% 46% Tacho B 41% 45% Cristal B 44% N/D Condensador A 19% 24% Condensador B 20% 24% Cond.Cristal C 19% N/D En el cuadro 11 se puede observar el aumento de eficiencia exergética por parte de los tachos, se debe tener en cuenta que las eficiencias son bajas ya que la diferencias de temperatura entre el vapor y el jugo es alta puesto que el jugo entra a la estación de cristalización aproximadamente a 60°C y el vapor calefactor entra a un valor aproximado de 100°C generando grandes irreversibilidades. Las exergías en este proceso son bajas debido a las altas diferencias de temperatura entre el vapor y el jugo. 9.3. ANÁLISIS EXERGETICO SISTEMA DE EVAPORACIÓN En balance exergético en los evaporadores se utilizó nuevamente la exergía asociada a la transferencia de calor y se puede representar de la siguiente forma48:

48

Ibíd., p. E18-E19.

72

Figura 15. Representación gráfica del análisis exergético.

Dónde:

𝑇𝑣 > 𝑇𝑣𝑣

Exergía entregada: 𝐸1 = 𝑄 (

𝑇𝑣−𝑇0

𝑇𝑣)

Exergía recibida:

𝐸2 = 𝑄 (𝑇𝑣𝑣−𝑇0

𝑇𝑣𝑣)

Dónde: 𝑇𝑣: Temperatura del vapor. 𝑇𝑣𝑣: Temperatura del vapor vegetal. Las perdidas y eficiencia exergética de los evaporadores se calcula de la siguiente manera:

𝑃é𝑟𝑑𝑖𝑑𝑎𝑠 𝑒𝑥𝑒𝑟𝑔é𝑡𝑖𝑐𝑎𝑠 = 𝐸1 − 𝐸2.

𝐸𝑓𝑖𝑐𝑖𝑒𝑛𝑐𝑖𝑎 𝑒𝑥𝑒𝑟𝑔é𝑡𝑖𝑐𝑎 =𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑟𝑒𝑐𝑖𝑏𝑖𝑑𝑎

𝐸𝑥𝑒𝑟𝑔í𝑎 𝑒𝑛𝑡𝑟𝑒𝑔𝑎𝑑𝑎

Mediante las ecuaciones anteriores se realizó el cálculo de exergía para cada evaporador y luego el del sistema de evaporación, el cálculo más detallado se

73

puede encontrar en el los anexos N y O, los resultados de exergía para el sistema de evaporación de los dos esquemas son: Cuadro 12. Exergía del sistema de evaporación.

En el cuadro 12 se puede demostrar que los cambios en el esquema actual aumentaron la eficiencia exergética, se debe principalmente a la distribución de vapores vegetales y el cambio de un sistema de evaporación de cuádruple a quíntuple efecto, ya que por parte del sistema de calentamiento y tachos no se vio un cambio significativo en términos de eficiencia y pérdidas exergética.

Esquema base

Esquema actual

Exergía entregada 21,86 kJ/kg 21,16 kJ/kg Exergía recibida 16,34 kJ/kg 16,31 kJ/kg Eficiencia exergética 74,8% 77,1% Eficiencia pérdida 5,52 kJ/kg 4,85 kJ/kg Pérdida exergética 25% 23%

74

10. IMPLEMENTACIÓN DE MEJORAS.

De acuerdo al análisis exergético realizado en el proceso de elaboración de azúcar de los dos esquemas de evaporación y notando que hace falta por mejorar el sistema de calentamiento, se establece la implementación de un nuevo sistema de calentamiento, el cual se conformará por nuevos intercambiadores de calor tipo contacto directo, que tienen una mayor aproximación de temperaturas entre la corriente fría y la corriente caliente, ya que realizan una transferencia de calor directa entre los dos fluidos. En la actualidad la conciencia energética han transformado el sistema de condesando, el cual paso de ser un subproducto a un recurso valioso de energía, por lo tanto, se implementa un recuperador de condensado en el sistema de evaporación que permite generar vapor a partir de los condensados de los evaporadores. Finalmente se remplaza el tacho discontinuo restante por un tacho continuo, teniendo un sistema de cristalización de solo tachos discontinuos, el esquema futuro del proceso de elaboración se puede observar en el anexo C. 10.1 CÁLCULO CONSUMO DE VAPOR ESQUEMA FUTURO El cálculo del consumo de vapor se realizó de la misma forma que en los anteriores esquemas, empezando por el sistema de calentamiento, teniendo en cuenta que en el esquema futuro son calentadores de contacto directo, los tachos discontinuos se calculan de igual manera que en los procesos anteriores. 10.1.1. Cálculo consumo de vapor sistema de calentamiento. El cálculo de consumo de calor para los calentadores de contacto directo, se puede representar gráficamente en la siguiente figura:

75

Figura 16. Representación gráfica caletantadores contacto directo

Variables de entrada 𝐽: Flujo del jugo entrante. 𝐵𝑥𝐽: Brix del jugo entrante. 𝑇𝐽: Temperatura del jugo. 𝑇𝑀𝑥: Temperatura de la mezcla. 𝑇𝑣: Temperatura vapor. Entonces:

𝑀𝑥 = 𝐽 + 𝑉 Mediante un balance de energía se calcula el flujo de vapor:

𝑉ℎ𝑣 = (𝐽 + 𝑉)𝐶𝑝𝑀𝑥𝑇𝑀𝑥 − 𝐽𝐶𝑝𝐽𝑇𝐽

𝑉 =𝐽𝐶𝑝𝑀𝑥𝑇𝑀𝑥 − 𝐽𝐶𝑝𝐽𝑇𝐽

ℎ𝑣 − 𝐶𝑃𝑀𝑥𝑇𝑀𝑥

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Este proceso se realizó en todos los calentadores calculando el flujo de vapor requerido, para calcular las extracciones del sistema de evaporación. 10.1.2. Cálculo porcentaje de error. Para la configuración establecida y los nuevos equipos, el ingenio proporcionó un consumo de vapor escape con datos reales, de los cuales se tomaron en cuenta para calcular el porcentaje de error del modelo matemático planteado, el cuadro 13 proporciona esos valores. Cuadro 13. Porcentaje de error esquema futuro


Molienda

3.049.860,00 ton/año 3.050.000,00 ton/año 9.242,00 ton/día 9.242,00 ton/día

410,80 ton/h 410,80 ton/h Días molienda 330 330 Bagazo % Caña 28,30% 28,30% Bagazo producido 863.110,38 ton/año 863.139,00 ton/año Bagacillo 6.100,00 ton/año 6.100,00 ton/año Consumo escape 794,94 lb/tc 774,00 lb/tc 2,7% Consumo v.e %caña 36% 35% En el cuadro 13 se puede observar que con los mismos parámetros de molienda y de bagazo producido, el porcentaje de error en el cálculo del consumo de vapor es de 2,7%, un valor aceptado pues como se ha mencionado anteriormente, estos errores en cálculos de sistemas de evaporación pueden llegar hasta 11%. 10.1.3 Análisis consumo de vapor escape. Verificando que el procedimiento planteado para calcular el consumo de vapor escape tiene un porcentaje de error adecuado, se procede a realizar el consumo de vapor con una molienda de 400T/h como los demás esquemas de elaboración de azúcar, para poder comparar los datos obtenidos y realizar un análisis de estos. Inicialmente se empezó por el sistema de calentamiento, se realizaron los balances respectivos, los resultados de los calentadores se pueden ver detalladamente en el anexo P, posteriormente se realizó el consumo de vapor de los tachos, obteniendo finalmente las extracciones del sistema de evaporación.

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En el cuadro 14 los nombres DC quieren decir “Direct contact”, hacen referencia a los calentadores de contacto directo, los valores de consumo de destilería, secadoras y refinería son proporcionados por el ingenio de estudio, puesto que no son los sistemas que abarca el trabajo, los valores negativos hacen parte de los vapores flash que generan los recuperadores de condensados, son valores promedios. Cuadro 14. Consumo vapor vegetal esquema futuro.

Consumo vapor vegetal

Gases 1 DC6 3,68T/h Destilería 29,49T/h Secadora 9,98T/h Total 43,15T/h

Gases 2 DC5 7,03T/h DC4 8,41T/h Flash -1,44T/h Refinería 11,79T/h Total 25,78T/h

Gases 3 C. meladura 2,12T/h DC3 7,41T/h DC2 7,79T/h Tacho B 11,10T/h Flash -3,80T/h Total 24,61T/h

Gases 4 C.1 12,35T/h Flash -5,60T/h Tacho A 19,26T/h Total 26,01T/h En el cuadro 14 se puede observar los resultados de los consumo de vapor vegetal por parte de los proceso que requieren este vapor en el esquema futuro de elaboración de azúcar, podemos observar que se puede incluir en el primer efecto el consumo por parte de la destilería, factor importante en este esquema puesto que este proceso era un consumidor significativo de vapor escape, esta inclusión se pudo realizar debido al remplazo del otro tacho discontinuo, tachos que

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requieren vapor de menor presión que los tachos discontinuos, lo cual posibilita suministrarles vapor de tercer o cuarto efecto de evaporación. En el cuadro 14 se puede notar que el tacho A es alimentado de vapor por el cuarto efecto y el tacho B por el tercer efecto. Un punto más por analizar es el bajo consumo por parte de los calentadores en los anteriores esquemas, el vapor consumido por todos los calentadores está en aproximadamente 60 T/h, en este esquema se reduce a 48 T/h, una reducción que permite también incluir otros procesos como lo son destilería. Para los tachos se realizó el mismo procedimiento que en los esquemas anteriores, en el anexo Q, se puede observar gráficamente el proceso de cristalización y los valores detallados del cálculo realizado. Los valores globales del sistema de cristalización se muestran en el cuadro 15. Cuadro 15. Resultados sistema de cristalización

Flujo meladura (t/h) 70,45 T/h Brix meladura 68,00 % Pureza meladura 88,10 % Flujo azúcar (t/h) 35,18 T/h Brix azúcar 99,97 % Pureza azúcar 99,92 % Pureza miel final 55,47 % Brix miel final 65,00 % Miel final (t/h) 19,60 T/h Cantidad evaporada (t/h) 15,67 T/h Se puede evidenciar en el cuadro 15 que la producción de azúcar es muy aproximada a los demás esquemas de elaboración de azúcar, igualmente la pureza de esta. Con las extracciones de vapor vegetal calculados, se obtuvo el consumo de vapor escape en el sistema de evaporación, realizando el mismo proceso de los esquemas anteriores, igualmente se puede observar de manera gráfica el cálculo realizado en el anexo R. En el cuadro 16 se encuentra los valores obtenidos.

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Cuadro 16. Resultados sistema de evaporación esquema futuro Evaporador 1 2 3 4 5 Área Evaporadores 11.892 m^2 5.760 m^2 5.760 m^2 883 m^2 790 m^2 Presión 210,00 kPa 167,00 kPa 115,00 kPa 70,00 kPa 22,04 kPa Extracción tachos 0,00 T/h 0,00 T/h 11,10 T/h 19 T/h 0 T/h Extracción calenta 3,68 T/h 15,43 T/h 17,32 T/h 12,35 T/h 0,00 T/h otros 39,47 T/h 10,35 T/h -3,8 T/h -5,6 T/h 0,0 T/h Extracción total 43,15 T/h 25,78 T/h 24,61 T/h 26,01 T/h 0,00 T/h Jugo entrante 416,82 T/h 290,39 T/h 204,39 T/h 141,44 T/h 101,00 T/h Jugo saliendo 290,39 T/h 204,39 T/h 141,44 T/h 101,00 T/h 83,7 T/H Temp. Jugo ent 120,8 °C 122,3 °C 115,4 °C 104,9 °C 92,5 °C Temp. Jugo saliendo 122,3 °C 115,4 °C 104,9 °C 92,5 °C 66,6 °C Brix jugo. Ent. 14% 20% 28% 40% 56% Brix jugo. Sal 20% 28% 40% 56% 68% Calor esp. J.Ent 3,9 kJ/kg°C 3,7 kJ/kg°C 3,5 kJ/kg°C 3,2 kJ/kg°C 2,9 kJ/kg°C Calor esp. J.Sal 3,7 kJ/kg°C 3,5 kJ/kg°C 3,2 kJ/kg°C 2,9 kJ/kg°C 2,6 kJ/kg°C Flujo vapor ent. 130,8 T/h 83,3 T/h 60,2 T/h 38,3 T/h 14,4 T/h Flujo de vapor sal 126,43 T/h 86,00 T/h 62,95 T/h 40,44 T/h 17,34 T/h Vapor al sigte efecto 83,3 T/h 60,2 T/h 38,3 T/h 14,4 T/h 0 Temp del vapor ent 126,78 °C 121,80 °C 114,6 °C 103,60 °C 89,97 °C Temp vapor salida 121,80 °C 114,6 °C 103,60 °C 89,97 °C 62,30 °C

De acuerdo al cuadro 16 el consumo de vapor del sistema de evaporación es de 130,8 T/h, aumentó con respecto al esquema actual, pero se debe de tener en cuenta que en el sistema de evaporación está incluido el consumo de la destilería, en las extracciones se ve una mejor distribución de vapores vegetales, pues en este esquema se utiliza el cuarto efecto de evaporación, lo cual es una ventaja, puesto que procesos como cristalización pasan a requerir vapor de menor presión y temperatura, se puede notar también que la entrada de jugo al sistema de evaporación es mayor debido a los calentadores de contacto directo, pues en cada paso por un calentador el condensado del vapor se mezcla con el jugo, mientras que en los esquemas anteriores el jugo entrante al sistema de evaporación es relativamente igual ya que las corrientes de los fluidos no tienen ningún contacto. El consumo total de vapor escape será entonces:

80

Cuadro 17. Consumo vapor escape total esquema futuro

Evaporadores 288.389,44 lb/h Desairador 18.664,00 lb/h Pasteurizador 3.608,00 lb/h Tamices 8.265,00 lb/h Perdidas 3.189,26 lb/h

Total Consumo V.E 322.115,70 lb/h 805,29 lb/t.c

Consumo V.E % caña 36,53% En el cuadro 17 se puede ver el consumo de vapor de escape total, el cual fue de 805, 29 lb / TC, una reducción del 20% con respecto al esquema de elaboración actual, un cambio importante, el cual se logró mediante la implementación de los calentadores de contacto directo, pues estos tienen una mayor aproximación de temperatura entre las corrientes de los fluidos y requieren menor vapor que los calentadores de placa y de coraza y tubo, El recuperador de condensado colaboró con la disminución de vapor vegetal por parte del sistema de evaporación y la implementación de tachos continuos, los cuales requieren menor temperatura y presión, permitiendo la inclusión de procesos como destilería en el primer efecto de evaporación. 10.1.4. Análisis exergético del sistema futuro. Con el cálculo del consumo de vapor se pudo comprobar la disminución, logrando un consumo de vapor por porcentaje de caña de 35,53/, con el análisis exergético se comprobará que el esquema futuro aprovecha de mejor manera la energía. Para el sistema de calentamiento la eficiencia exergética dio los siguientes valores. Cuadro 18. Eficiencia exergética sistema de calentamiento

Calenta. J. Encalado Calenta. J. Claro

Exergía entregada 39,4kJ/kg 14,4 kJ/kg Exergía recibida 28,1 kJ/kg 13,9 kJ/kg Exergía perdida 15,0 kJ/kg 0,5 kJ/kg Eficiencia exergética 71% 96%

Pérdida exergética 38% 4%

81

En el cuadro se puede apreciar el aumento de eficiencia exergética, ya que con el esquema actual la eficiencia en el calentamiento de jugo encalado era de 62% y de jugo claro de 89%, con la implementación de calentadores de contacto directo la eficiencia exergética aumento en calentamiento de jugo encalado a 71% y en calentamiento a 96%, con estos valores se demuestra que en el sistema de calentamiento con el esquema futuro las irreversibilidades se disminuyen considerablemente. Para ver los resultados detalladamente, puede observar el anexo S. Los resultados de la eficiencia exergética en los tachos se puede ver en el siguiente cuadro: Cuadro 19. Eficiencia exergética de los tachos

Esquema futuro

Tacho A 50% Tacho B 45% Condensador A 26% Condensador B 24% En el cuadro 19 se puede observar las eficiencias de cada uno de los tachos, se puede ver un aumento de eficiencia en los tachos A y en el condensador barométrico de este mismo, la eficiencia exergética aumento a 50% y 26% respectivamente, en el esquema actual tenían un valor de 46% y 24%. Finalmente se calculó la eficiencia exergética del sistema de evaporación, el resultado se muestra en el siguiente cuadro. Cuadro 20. Eficiencia exergética del sistema de evaporación.

SISTEMA DE EVAPORACIÓN Exergía entregada 20,92 kJ/kg Exergía recibida 16,57 kJ/kg Eficiencia exergética 79% Exergía perdida 4,35 Pérdida exergética 21%

82

Al realizar el análisis exergético se puede demostrar la disminución de irreversibilidades al implementar los nuevos equipos en el sistema de elaboración de azúcar, puesto que en el esquema actual las pérdidas exergéticas eran del 23%, con el esquema futuro se disminuyeron a un 21%, valor significativo para todo un sistema de evaporación y teniendo en cuenta que este sistema suministra vapor vegetal a la mayoría de los procesos de la fábrica. Para resultados más detallados sobre la exegía del sistema de evaporación se puede dirigir al anexo U 10.2 ANÁLISIS ECONÓMICO. Para realizar el análisis económico de los diferentes sistemas de elaboración, se calculó el costo en pesos por libra de vapor escape consumido en los sistemas de evaporación, puesto que este proceso es el mayor consumidor de vapor de baja presión. En un estudio realizado anteriormente para el caso base, el costo de vapor de baja es de 4,55 $/lb teniendo en cuenta que el costo exergético del bagazo es el 14,68% del costo exergético de la caña y además que las calderas generan vapor con una exergía de aproximadamente 1139 kJ/kg49 .Con la implementación de la caldera de 955 psig y 510°C para los otros dos sistemas de elaboración, la exergía del vapor vivo aumento aproximadamente a 1400 kJ/kg, teniendo en cuenta lo anterior, el costo del vapor escape de los otros dos sistemas se calculó obteniendo el costo específico anual de vapor vivo con un flujo determinado para los dos esquemas ya que el costo anual de la caldera es dado por el ingenio, a partir del costo especifico anual de vapor vivo y por medio de la exergía de este mismo se logró calcular el costo exergético del vapor vivo, el cual es aproximadamente el mismo al del vapor escape, demostrado en los resultados de estudio realizado por Liner50. De esta manera, por medio de la exergía del vapor escape se pudo calcular el costo específico de este.

49 BERMUDEZ ZAPATA, Liner Antonio. Estudio termoecónomico de las secciones molienda y generación del ingenio providencia S.A: Análisis y resultados. Trabajo de grado para optar al título de Maestro en Ingeniería Mecánica. Ciudad: Santiago de Cali. Facultad de Ingeniería. Escuela de ingeniería, 2008. 70 p. 50

Ibíd., p. 72.

83

Cuadro 21. Propiedades de las corrientes de vapor escape.

Esquema Actual Esquema futuro

Vapor escape 135.445,79 kg/h 129.758,79 kg/h

Temperatura 123,0 °C 126,8 °C Presión 244,9 kPa 244,9 kPa 2,4 bar 2,4 bar A 1,84334871 1,84334871 B -0,01837379 -0,01837379 -0,07575765 -0,07575765 Entalpía 2.710,08 kJ/kg 2.715,38 kJ/kg Entropía 1,69 kcal/kg°K 1,69 kcal/kg°K 7,06 kJ/kg°K 7,06 kJ/kg°K Exergía 610,05 kJ/kg 616,04 kJ/kg 22.952,28 kW 22.204,72 kW Cuadro 22. Costo especifico de vapor de escape.

Esquema actual Esquema futuro

Costo anual 14.365.806.628 $ 6.388.983.042 $ Depreciación 5.895.132.392 $ 2.462.206.880 $ Exergía vapor vivo 1.400,67 kJ/kg 1.400,67 kJ/kg Exergía vapor escape 616,04 kJ/kg 616,04 kJ/kg Flujo vapor vivo 413509 lb/h 353509 lb/h Flujo 298.522,53 lb/h 285.988,38 lb/h Costo anual total 8.470.674.236 $ 3.926.776.162 $ Costo especif. V. Vivo 5,32$/kg 2,46 Costo exergético 0,0038$/kg 0,00176$/kg Costo especif. V. Escape

1,02 $/lb 0,55 $/lb

De acuerdo a los datos del cuadro 22 el costo específico del vapor vivo del esquema actual se obtuvo de la siguiente manera:

𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑒𝑠𝑝𝑒𝑐𝑖𝑓 𝑣. 𝑣𝑖𝑣𝑜 =𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙

𝑉𝑎𝑝𝑜𝑟 𝑣𝑖𝑣𝑜 𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙

84

𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑒𝑠𝑝𝑒𝑐𝑖𝑓. 𝑣. 𝑣𝑖𝑣𝑜 =8.470.674.236$

1.643.529.419 𝑘𝑔= 5,15$/𝑘𝑔

𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑒𝑥𝑒𝑟𝑔é𝑡𝑖𝑐𝑜 𝑣. 𝑣𝑖𝑣𝑜 =5,15$/𝑘𝑔

1400 𝑘𝐽/𝑘𝑔= 0,00368 $/𝑘𝐽

Deduciendo que el costo exergético del vapor vivo es aproximadamente igual al del vapor escape, el costo específico del vapor vivo es:

𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜 𝑒𝑠𝑝𝑒𝑐𝑖𝑓. 𝑣. 𝑒𝑠𝑐𝑎𝑝𝑒 =0,00368$

𝑘𝐽∗

616,04𝑘𝐽

𝑘𝑔=

2,266 $

𝑘𝑔=

1,02$

𝑙𝑏

En el cuadro 22 se puede observar la disminución del costo del vapor escape pasando de 4,55$/lb a 0,55 $/lb una reducción muy drástica en la que se puede discutir puesto que el valor calculado por Liner pudo tener en cuenta costos que no se tuvieron en cuenta en el costo total del cálculo realizado, de todos modos, gracias al aumento de la exergía por parte de la caldera en el esquema de las dos modificaciones y el bajo consumo de vapor del ultimo esquema, se puede deducir mediante el proceso anterior que el ingenio obtiene un ahorro económico con respecto al costo del vapor escape. Mediante un modelo matemático planteado en el sistema de cogeneración por el ingenio se pudo establecer que con la implementación del nuevo esquema y con los consumos de vapor de escape calculados, el ingenio estudiado ahorraría un 28,16% de bagazo, dando la posibilidad de vender bagazo a las papeleras. Cuadro 23. Consumo de combustible y generación de energía.

Esquema actual Esquema futuro

Consumo de vapor 1.007,00 lb/tc 805 Lb/tc

Bagazo 97,4 T/h 70,07 t/h

Generación eléctrica 30,46 MW 30,31 MW

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11. CONCLUSIONES

Mediante un análisis energético y la implementación de software Microsoft Excel se logró calcular el consumo de vapor escape en tres esquemas diferentes de elaboración de azúcar de manera adecuada, con un porcentaje de error adecuado, permitiendo realizar un análisis de los diferentes sistemas que conforman el proceso de elaboración de azúcar y así demostrar el aumento de eficiencia energética, pasando de un consumo de vapor escape por tonelada de caña molida de 1.120 lb/T.C a 805,29 lb/T.C y un porcentaje de caña de 53% a 36,5%.

A partir del análisis exergético se pudo demostrar que el sistema de calentamiento de jugo encalado aumentó su eficiencia hasta un 71% gracias a la implementación de los calentadores de contacto directo ya que estos logran una diferencia de temperatura mínima entre las corrientes de los intercambiadores, logrando una red de transferencia de calor óptima en el sistema de calentamiento.

En el sistema de evaporación se evidenció un aumento de eficiencia exergética considerable gracias a la inclusión de los intercambiadores de calor de contacto directo, los cuales demandan menos vapor vegetal, el recuperador de condensados que también reduce la demanda de vapor vegetal, el flash tank que suministra una cantidad adicional de energía térmica al sistema, la implementación de tachos continuos que requieren vapor vegetal de menor presión dando la posibilidad de suministrar vapor vegetal de alta presión a otros procesos que lo requieran. Con este conjunto de cambios el sistema de evaporación paso de una eficiencia exergética de 72% a 79% que genera la disminución del consumo de vapor escape calculado y además una reducción el consumo de combustible de 28,16% por parte de la caldera dejando de consumir carbón y además generando excedentes de bagazo el cual puede ser vendido a las papeleras.

El proceso para calcular el costo específico del vapor escape, demuestra que debido al aumento en la exergía del vapor vivo por parte de la caldera de 955 psig y 510°C, el costo exergético disminuye y por consiguiente el costo del vapor escape. El ahorro económico en el último de elaboración a parte del aumento exergético del vapor vivo se evidencia también en la disminución del consumo de vapor escape.

86

BIBLIOGRAFÍA

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89

ANEXOS

Anexo A: Esquema base de elaboración de azúcar

90

Anexo B: Esquema actual de elaboración de azúcar

91

Anexo C: Esquema futuro de elaboración de azúcar (Ver adjunto)

92

Anexo D. Consumo de vapor sistema de calentamiento esquema base

SISTEMA DE CALENTAMIENTO ESQUEMA BASE DE EVAPORACIÓN

Calentador carcaza y tubo calentador 1 Calentador carcaza y tubo calentador 2

Temperatura vapor 98,7 °C Temperatura vapor 111,8 °C Flujo de vapor 13,37 t/h Flujo de vapor 31,71 t/h Flujo jugo 192,76 T/h Flujo jugo 385,53 T/h Brix jugo 15,12% Brix jugo 15,12% Temperatura inicial 36,0 °C Temperatura inicial 60,5 °C Temperatura final 75 °C Temperatura final 106°C

Calentador carcaza y tubo precalentador 1 Calentador carcaza y tubo calentador jugo claro

Temperatura vapor 54,5 °C Temperatura vapor 111,8 °C Flujo de vapor 3,27 t/h Flujo de vapor 8,64 t/h Flujo jugo 192,76 T/h Flujo jugo 395,83 T/h Brix jugo 15,12% Brix jugo 14,09% Temperatura inicial 36,0 °C Temperatura inicial 93,0 °C Temperatura final 46°C Temperatura final 105°C

Calentador carcaza y tubo calentador meladura Calentador carcaza y tubo calentador jugo filtrado

Temperatura vapor 111,8 °C Temperatura vapor 111,8 °C Flujo de vapor 2,74 t/h Flujo de vapor 2,27 t/h Flujo jugo 92,94 T/h Flujo jugo 92,77 T/h Brix jugo 60,00% Brix jugo 8,30% Temperatura inicial 57,5 °C Temperatura inicial 72,0 °C Temperatura final 80°C Temperatura final 85°C

93

Anexo E. Consumo de vapor sistema de calentamiento esquema actual

Calentamiento jugo encalado Calenta. Placa jugo encalado

Temp. vapor 103,4 °C Temp. vapor 114,3 °C Flujo de vapor 12,2 t/h Flujo de vapor 27,2 t/h Flujo jugo 230,0 t/h Flujo jugo 460,03 t/h Flujo jugo 506.951 lb/h Flujo jugo 1.013.901,7 lb/h Brix jugo 13,39% Brix jugo 13,4% Temp. inicial 45,6 °C Temp. inicial 75,0 °C Temp. final 75,0 °C Temp. final 106,0 °C

Calenta. Jugo claro 1 Calenta. Placa jugo claro 2

Temp. vapor 120,0 °C Temp. vapor 126,8 °C Flujo de vapor 13,9 t/h Flujo de vapor 7,2 t/h Flujo jugo 411,89 t/h Flujo jugo 411,89 t/h Flujo jugo 907.807,4 lb/h Flujo jugo 907.807,4 lb/h Brix jugo 14,9% Brix jugo 14,9% Temp. inicial 96,4 °C Temp. inicial 114,0 °C Temp. final 114,0 °C Temp. final 123,0 °C

Calentador meladura Temp. vapor 103,4 °C Flujo de vapor 1,7 t/h Flujo jugo 87,4 t/h Flujo jugo 192.623 lb/h Brix jugo 67,00% Temp. inicial 66,4 °C Temp. final 82,0 °C

94

Anexo F. Sistema de cristalización esquema base

95

Anexo G. Sistema de cristalización esquema actual

96

Anexo H. Sistema de evaporación esquema base

97

Anexo I. sistema de evaporación sistema actual

98

Anexo J. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema base

Calentador 1 Precalentador 1 Calentador 2

Calor transferido 149,5 kJ/kg Calor transferido 38,3 kJ/kg Calor transferido 174,4 kJ/kg Exergía entregada 29,6 kJ/kg Exergía entregada 3,5 kJ/kg Exergía entregada 39,3 kJ/kg Exergía recibida 13,7 kJ/kg Exergía recibida 1,9 kJ/kg Exergía recibida 28,3 kJ/kg Eficiencia exergética 46% Eficiencia exergética 56% Eficiencia exergética 72% Eficiencia pérdida 15,9 kJ/kg Eficiencia pérdida 1,5 kJ/kg Eficiencia pérdida 11,0 kJ/kg Pérdida exergética 54% Pérdida exergética 44% Pérdida exergética 28%

Calentamiento Jugo Encalado Calentamiento Jugo claro Exergía entregada 72,4 Exergía entregada 10,4 kJ/kg Exergía recibida 44,0 Exergía recibida 9,2 kJ/kg Eficiencia exergética 61% Eficiencia exergética 88% Eficiencia pérdida 28,4 Eficiencia pérdida 1,2 kJ/kg Pérdida exergética 39% Pérdida exergética 12%

99

Anexo K. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema actual

Calentador condensados Calentador jugo encalado

Calor transferido 20,0 kJ/kg Calor transferido 113,7 kJ/kg Exergía entregada 4,3 kJ/kg Exergía entregada 23,7 kJ/kg Exergía recibida 1,1 kJ/kg Exergía recibida 12,0 kJ/kg

Eficiencia exergética 26% Eficiencia exergética 51% Eficiencia pérdida 3,2 kJ/kg Eficiencia pérdida 11,7 kJ/kg Pérdida exergética 74% Pérdida exergética 49%

Calenta. Placa jugo encalado Calentador Jugo Claro (placas 1)

Calor transferido 120,1 kJ/kg Calor transferido 67,49 kJ/kg Exergía entregada 27,7 kJ/kg Exergía entregada 16,4 kJ/kg Exergía recibida 21,6 kJ/kg Exergía recibida 14,3 kJ/kg

Eficiencia exergética 78% Eficiencia exergética 87% Eficiencia pérdida 6,1 kJ/kg Eficiencia pérdida 2,1 kJ/kg Pérdida exergética 22% Pérdida exergética 13%

Calentador J.C (placas 2) Calor transferido 34,54 kJ/kg Exergía entregada 8,8 kJ/kg Exergía recibida 8,2 kJ/kg Eficiencia exergética 94% Eficiencia pérdida 0,5 kJ/kg Pérdida exergética 6%

100

Anexo L. Análisis exergético sistema de cristalización esquema base

101

Anexo M. Análisis exergético sistema de cristalización esquema actual

102

Anexo N. Análisis exergético sistema de evaporación esquema base

Efecto 1 Efecto 2 Calor transferido 17,72 kJ/kg Calor transferido 19,91 kJ/kg Exergía entregada 4,42 kJ/kg Exergía entregada 4,49 kJ/kg Exergía recibida 4,00 kJ/kg Exergía recibida 3,95 kJ/kg Eficiencia exergética 90% Eficiencia exergética 88% Eficiencia pérdida 0,42 kJ/kg Eficiencia pérdida 0,54 kJ/kg Pérdida exergética 10% Pérdida exergética 12%


103

Anexo O. Análisis exergético sistema de evaporación sistema actual



Efecto 5 Sistema de evaporación Calor transferido 51,96 kJ/kg

Exergía entregada 9,72 kJ/kg Exergía entregada 21,16 kJ/kg Exergía recibida 5,78 kJ/kg Exergía recibida 16,31 kJ/kg Eficiencia exergética 59% Eficiencia exergética 77,1% Eficiencia pérdida 3,94 kJ/kg Eficiencia pérdida 4,85 kJ/kg Pérdida exergética 41% Pérdida exergética 23%

104

Anexo P. Consumo vapor sistema de calentamiento esquema futuro

105

Anexo Q. Consumo vapor sistema de cristalización esquema futuro

106

Anexo R. Consumo de vapor sistema de evaporación

107

Anexo S. Análisis exergético sistema de calentamiento esquema futuro

Calentador 1 (Coraza y tubo) Calentador DC2

Calor transferido 61,6 kJ/kg Calor transferido 41,8 kJ/kg Exergía entregada 12,8 kJ/kg Exergía entregada 8,7 kJ/kg Exergía recibida 7,0 kJ/kg Exergía recibida 6,2 kJ/kg Eficiencia exergética 54% Eficiencia exergética 71% Eficiencia pérdida 5,8 kJ/kg Eficiencia pérdida 2,6 kJ/kg Pérdida exergética 46% Pérdida exergética 29%

Calentador DC3 Calentador DC4


Calentador DC5 Calentador DC6


108

Anexo T. Análisis exergético sistema de cristalización

109

Anexo U. Análisis exergético sistema de evaporación esquema futuro

Efecto 1 Efecto 2

Calor transferido 7,00 kJ/kg Calor transferido 10,35 kJ/kg

Exergía entregada 1,78 kJ/kg Exergía entregada 2,54 kJ/kg Exergía recibida 1,72 kJ/kg Exergía recibida 2,39 kJ/kg Eficiencia exergética 96% Eficiencia exergética 94% Eficiencia pérdida 0,07kJ/kg Eficiencia pérdida 0,14kJ/kg Pérdida exergética 4% Pérdida exergética 6% Efecto 3 Efecto 4

Calor transferido 16,62 kJ/kg Calor transferido 21,48 kJ/kg

Exergía entregada 3,84 kJ/kg Exergía entregada 4,48 kJ/kg Exergía recibida 3,47 kJ/kg Exergía recibida 3,85 kJ/kg Eficiencia exergética 90% Eficiencia exergética 86% Eficiencia pérdida 0,37kJ/kg Eficiencia pérdida 0,64kJ/kg Pérdida exergética 10% Pérdida exergética 14%

Efecto 5 SISTEMA DE EVAPORACIÓN Calor transferido 46,21 kJ/kg Exergía entregada 20,92 kJ/kg Exergía entregada 8,27 kJ/kg Exergía recibida 16,57 kJ/kg Exergía recibida 5,14 kJ/kg Eficiencia exergética 79% Eficiencia exergética 62% Exergía perdida 4,35 Exergía pérdida 3,13kJ/kg 21% Pérdida exergética 38%

110

Documents

REDUCCIÓN DE CONSUMO DE VAPOR EN EL PROCESO DE …red.uao.edu.co/bitstream/10614/7818/1/T05816.pdf · GRADO BRIX: es la cantidad de solidos disueltos en una corriente de jugo de