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Informe final del proyecto:
Diseño, construcción y evaluación de un reactor de lecho fijo con un sistema de
oxigenación circulación airlift, para remoción de compuestos organoclorados.
Director del Proyecto: Cutberto José Juvencio Galíndez Mayer
Clave del proyecto: 20050267
RESUMEN En los procesos aeróbicos de biodepuración de agua, el oxígeno el menos
hidrosoluble y con frecuencia su concentración es un factor limitante del
crecimiento y de la actividad celular deseada, en particular cuando se trabaja en
sistemas de reacción multifásicos en donde las células se encuentran adheridas a un
soporte o lecho fijo.
Por tanto, en este trabajo se construyó y evaluó el comportamiento
hidrodinámico, el coeficiente de transferencia de oxígeno y la capacidad de
remoción biológica de un herbicida organoclorado de un reactor híbrido.
Los resultados obtenidos se resumen en los siguientes puntos:
1. Se construyó un reactor airlift con tubo central de malla de acero
inoxidable.
2. Se realizó la caracterización hidrodinámica del reactor construido.
3. Se determinaron los valores de kLa del reactor bajo distintas condiciones
de operación.
4. El coeficiente de retención de gas del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, disminuye al aumentar la altura del líquido y se
incrementa al aumentar la velocidad lineal del aire hasta 0.1013 m/s.
5. El diámetro de burbuja medio del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, es constante a diferentes alturas del líquido y se
incrementa al aumentar la velocidad lineal.
6. El área volumétrica de contacto gas-líquido del reactor, bajo las
condiciones de operación descritas, disminuye al aumentar la altura del
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líquido y se incrementa al aumentar la velocidad lineal del aire hasta
0.0737 m/s.
7. El tiempo de mezclado terminal del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, se ve fuertemente influenciado por la altura del
líquido, respecto a la altura del riser y por los incrementos de la velocidad
lineal por arriba de 0.0461 m/s.
8. Los valores del kLa del reactor, bajo las condiciones de operación
descritas, son prácticamente constantes para cualquier altura de líquido
superior a 0.093 m. Con esta última se obtuvieron los más altos valores de
kLa.
9. El carbón activado granulado se compacta en exceso y dificulta la
circulación del líquido.
10. En el biorreactor híbrido con la población microbiana inmovilizada se logró
remover en forma continua prácticamente el 100 % del herbicida
manejando cargas volumétricas de 2,4-D relativamente bajas.
11. Debido a las dificultades hidrodinámicas que presenta el carbón activado
granular se ha visto la conveniencia de sustituir el medio de empaque
para el lecho del percolador por roca volcánica (tezontle)
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1. INTRODUCCIÓN
La biodepuración (biorremediación) es una tecnología en la que se usan
microorganismos (de hecho, sus mecanismos enzimáticos) para eliminar sustancias
indeseables y peligrosas de cuerpos de agua, suelos y corrientes de aire.
Al aplicar este tratamiento (que puede ser en aerobiosis o anaerobiosis), se
pretende que una población microbiana seleccionada (mixta o pura) transforme el
contaminante (o la mezcla de contaminantes) en compuestos susceptibles de ser
usados (por otros microorganismos o por la población original) como fuente de
carbono (o de nitrógeno) y energía. Idealmente, el compuesto indeseable puede
servir como única fuente de carbono y energía y sólo generar durante su
degradación aeróbica agua, calor, CO2 y biomasa (proceso llamado
mineralización).
La biodepuración ofrece algunas ventajas sobre las tecnologías fisicoquímicas
de descontaminación: su eficacia (no transfiere o acumula el contaminante, lo
destruye), su bajo consumo de energía, su bajo costo de operación y de
mantenimiento y su escasa agresividad contra el ambiente, además de contar con
mayor aceptación en el grueso de la población.
Por ahora, para implantar un proceso de biodegradación de contaminantes
(a veces presentes en forma de mezcla, en concentraciones tales que inhiben el
crecimiento y la actividad microbiana, en sitios donde normalmente no se
presentaban y con estructuras moleculares sintéticas) se requiere de la realización
de más estudios y con mayor detalle de los que podrían necesitarse para la
implantación de una tecnología fisicoquímica.
En los procesos aeróbicos de biodepuración de agua, de todos los
componentes necesarios en el medio, es el oxígeno el menos hidrosoluble y con
frecuencia su concentración es un factor limitante del crecimiento y de la actividad
celular deseada. La disyuntiva que la presencia del oxígeno plantea, como
fundamental para el bioproceso y limitante del mismo, hace que la velocidad de
transferencia y la retención del elemento sean factores clave del diseño de
reactores aeróbicos. El diseño de sus sistemas de aireación parte de la premisa de
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que habrá que poner en contacto el aire con el medio de cultivo para transferirle
una fracción del oxígeno que el gas contiene, pues es sólo el oxígeno disuelto en el
medio el que se encuentra asequible para los microorganismos.
Otra operación a cuidar en el diseño de biorreactores aeróbicos es la
distribución constante y continua del oxígeno, y de los demás nutrientes, a todos los
puntos del biosistema. Para mantener ese patrón homogéneo de distribución de
elementos en el medio, es necesario que la velocidad de circulación del líquido y las
velocidades de transferencia de masa sean altas. La economía del proceso
mejorará en tanto menor sea el consumo de energía para mantener la
homogeneidad del cultivo (Galíndez y Ruiz, 1994).
En este trabajo se pretende diseñar, construir y evaluar un biorreactor útil para
la depuración aeróbica de agua contaminada con compuestos orgánicos
recalcitrantes.
La configuración propuesta para el reactor es la de un airlift de tubo
concéntrico de malla (net draft tube) que tenga en su ducto de retorno
(downcomer) un lecho fijo que funcione como percolador.
Los materiales de construcción serán el vidrio pyrex para el cuerpo del reactor
y el duraluminio para sus bridas. El material de empaque (para el lecho fijo) que se
pretende probar es el carbón activado granulado. El volumen máximo de operación
propuesto es de 12 litros
Se realizará la caracterización hidrodinámica del equipo (usando diferentes
valores de flujo de aire y diferentes volúmenes de operación), primero sin lecho fijo y
luego con el lecho empacado. Se pretende evaluar el efecto que tendrá la
presencia del lecho en la hidrodinámica del reactor.
Por último se realizará la evaluación biológica del reactor utilizando como
compuestos modelo, de forma individual, el ácido 2,4-diclorofenoxiacético (2,4-D) y
algún clorofenol. Para la degradación de estos compuestos se utilizarán cultivos
mixtos de microorganismos provenientes de la colección de cepas del Laboratorio
de Bioingeniería de la ENCB.
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2. ANTECEDENTES
2.1. BIORREACTORES
Las características del agua a tratar y las necesidades de los microorganismos
que se usarán, son dos de los factores que sugieren tanto el tipo de reactor a utilizar
como su forma de operación. Dos factores más que influyen (y a veces más que los
primeros) en la selección del equipo son el técnico y el económico: si el compuesto
que se desea eliminar forma parte de una corriente de desecho, suele escatimarse
en los esfuerzos técnico-económicos para su remoción; si se encuentra como
contaminante de la materia prima, el costo del proceso de remoción se adiciona a
los costos de producción, lo que eleva el precio del producto terminado.
El diseño del biorreactor debe ser tal que asegure un ambiente controlado y
propicio para que la población pueda llevar a cabo la actividad metabólica de
interés. A veces, el consumo del contaminante es un suceso directamente ligado al
crecimiento celular, por lo cual simplemente se requiere promover el incremento de
la concentración de la biomasa para mejorar las velocidades y eficiencia de
remoción. En otros casos, el que se procese o no el compuesto depende de un
estado fisiológico particular de los microorganismos y el que se alcancen dichos
estadios puede estar condicionado a la formación de, por ejemplo, biopelículas,
macro-aglomerados celulares suspendidos, gradientes en la concentración de
nutrientes o pH o a la acumulación de una gran cantidad de biomasa. En
cualquiera de los dos casos, de la selección de un adecuado biorreactor
dependerá el desempeño del sistema de tratamiento.
El biorreactor representa también una barrera física que aísla y protege a la
población del interior de competidores y depredadores naturales que hay en el
entorno, facilitando así su propagación.
2.1.1. REACTORES DE BIOPELÍCULA
Los sistemas de biopelícula pueden subdividirse en dos grandes conjuntos:
sistemas estacionarios (de soporte o superficie fija) y sistemas con soporte o
superficie en movimiento. En el primer caso la corriente líquida se desplaza sobre el
soporte estacionario (atravesando un lecho fijo, por ejemplo) y en el segundo caso,
el soporte se mueve dentro del líquido (como en un lecho fluidizado).
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En estos equipos, el líquido a tratar se pone en contacto (como una delgada
capa en los de medio fijo y como una abundante fase continua para los de medio
en movimiento) con una población microbiana (pura o mixta) adherida, en forma
de lama, sobre toda la superficie del medio de soporte. Los reactores de biopelícula
sobre medio fijo se han usado desde hace mucho tiempo para el tratamiento de las
aguas residuales, en cambio, el empleo (junto con el diseño y la construcción) de
algunos de los sistemas de medio en movimiento es relativamente reciente (Winkler,
2000).
La capacidad del biorreactor para remover los contaminantes dependerá de
la población microbiana usada, la cantidad de biomasa inmovilizada y las
condiciones ambientales (pH, temperatura, tensión de oxígeno, etc.) que pudieran
afectarla (van Groenetijn y Hesselink, 1994). El uso de microorganismos con
capacidades específicas para la degradación de los compuestos de interés reduce
el tiempo de adaptación y en general mejora el desempeño de estos reactores
(Lewandowski, 1998).
La elección del medio de soporte es un aspecto crucial en el diseño de los
reactores de biopelícula pues el material debe poseer ciertas características:
superficie específica alta, bajas caídas de presión (es indeseable que se compacte
en exceso), alta resistencia mecánica y química (inerte), bajo costo y, en ciertas
ocasiones, elevada capacidad de retención de agua, alta cantidad de nutrientes
(por si se requiere que el material aporte algunos de ellos a la microbiota) y de
microorganismos (a veces, por su propia naturaleza, el material puede contener su
propia carga microbiana). Consecuentemente, la naturaleza del medio de
empaque influirá en la eficiencia de remoción del contaminante y en los costos de
operación y mantenimiento (Grady y col., 1999; Winkler, 2000).
Los reactores de biopelícula se pueden usar en situaciones donde la
capacidad de eliminación, que se obtendría usando equipos con células en
suspensión, estaría limitada por la concentración de biomasa y por el tiempo de
residencia. Tales serían los casos de organismos de crecimiento muy lento (cuyo
desarrollo en sistemas de células libres requeriría tiempos de residencia largos) o de
corrientes muy diluidas (con las cuales se podría alcanzar, apenas, una
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concentración de biomasa muy baja si no hubiera retención de la misma). En estos
casos, las biopelículas son una solución efectiva para retener convenientemente la
biomasa dentro del reactor y mejorar así su capacidad volumétrica de remoción
(Nicolella y col., 2000).
Los reactores de biopelícula no son tan prácticos cuando se usan con
microorganismos de crecimiento rápido y/o con corrientes de alimentación
concentrada. En ambas situaciones, se generaría suficiente biomasa para degradar
el sustrato en un tiempo de residencia relativamente corto y sin la necesidad de
retener a la misma. En casos como éste, cuando se pretende trabajar en
condiciones de aerobiosis, es el suministro de oxígeno a la fase líquida (y no la
concentración de biomasa) el factor limitante de la operación (NIcolella y col.,
2000).
Las biopelículas son muy usadas en la biotecnología ambiental, precisamente
por que estos reactores pueden ser operados con concentraciones elevadas de
biomasa para tratar grandes volúmenes de corrientes muy diluidas (que son
comunes en las aguas residuales industriales y en la remoción de xenobióticos de las
aguas subterráneas), sin la necesidad inherente de separar después la biomasa del
agua tratada. Sin embargo, aun cuando el uso de biopelículas soslaya tanto las
limitaciones causadas por una baja concentración de biomasa en el reactor como
la toxicidad del sustrato, ya en los biorreactores de alta capacidad se presenta un
nuevo problema: la transferencia de sustratos muy poco solubles, como el oxígeno,
a la totalidad de la biopelícula se vuelve el factor limitante (Nicolella y col., 2000;
Gavrilescu y Macoveanu; 2000).
2.1.2. TORRES DE CONTACTO GAS-LÍQUIDO
Las torres de contacto gas-líquido (reactores neumáticos), donde la agitación
es debida a la inyección de gas, son relativamente recientes y con su uso se han
resuelto de forma económica algunos de los problemas que suelen presentarse en
los tanques agitados, particularmente la economía de aireación. Ventajas como la
disminución en el consumo de energía, la ausencia de partes internas móviles, los
bajos esfuerzos de corte en el medio y las facilidades de construcción y limpieza han
impulsado la investigación y desarrollo de diseños que proporcionan aun mejores
condiciones de mezclado y de transferencia de masa (Sánchez, 2000).
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La torre de contacto más simple es la columna de burbujeo, la cual no es más
que un recipiente cilíndrico, cuyo diámetro se ensancha en la parte superior (zona
de expansión) para facilitar el rompimiento de la espuma y la liberación de burbujas.
La forma en que estos equipos operan es así: Desde el fondo del reactor, por
el difusor, se inyecta aire que asciende en forma de burbujas en paralelo o en
contracorriente del flujo del líquido. Como las burbujas viajan más rápido que el
líquido que las rodea, éste es desplazado con lo que se establece una circulación
aleatoria, generándose un mezclado aceptable (Doran, 1999; James; 1992).
En estos equipos, la velocidad de circulación del líquido está determinada por
el gasto de aire (principal variable de operación). Cuando el reactor se opera con
valores bajos de velocidad superficial de gas, el diámetro de burbuja es
prácticamente homogéneo y su velocidad de ascenso uniforme, por lo que no se
presenta coalescencia. A este régimen de flujo se le conoce como
pseudohomogéneo. En cambio, cuando el equipo se opera con valores altos de
velocidad superficial de gas, tanto el diámetro de burbuja como su velocidad de
ascenso pierden su uniformidad y se presentan burbujas de gran tamaño, que
provocan una mayor circulación del líquido dentro de la columna, por lo que a este
régimen se le conoce como recirculante. Cuando se forman burbujas de gran
tamaño, con altas velocidades de ascenso, el área de contacto interfacial (así
como el coeficiente de retención de gas) disminuye, lo que provoca que la
velocidad de transferencia de oxígeno se vea abatida (Galíndez y Ruiz, 1994).
Las columnas de burbujeo están entonces limitadas a trabajar dentro de un
intervalo reducido de valores de velocidad superficial de gas. Este inconveniente se
ha superado modificando su diseño: colocando bafles paralelos dentro de la
columna, uniendo la columna a otra de menor diámetro por ambos extremos o
colocando un tubo central; todo esto para mejorar los procesos de transferencia (de
masa, calor y momento). De estas variadas geometrías surgen los denominados
reactores airlift.
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2.1.2.1. REACTORES AIRLIFT
Como en las columnas de burbujeo convencionales, en los reactores airlift la
aireación y el mezclado se logran sin usar dispositivos mecánicos; pero a diferencia
de las primeras, en un reactor airlift no se busca una distribución homogénea de
burbujas de aire en todo el seno del líquido, al contrario, se instalan barreras físicas
que dividen el medio del reactor en dos zonas con distinta aireación. El ducto de
ascenso (riser) es la sección que sí recibe aire (en forma abundante) y debido a la
retención de este gas, la mezcla líquido-gas que se forma tiene menor densidad que
el líquido solo, por lo que asciende en el reactor. Cuando la mezcla gas-líquido llega
a la cabeza de expansión las burbujas de aire se rompen y el gas se libera dejando
líquido que por su densidad desciende a través del ducto de retorno o sección no
aireada (downcomer) al fondo del reactor, completando así un ciclo de circulación
que se mantendrá precisamente por la diferencia de densidades que hay entre la
mezcla gas-líquido y el líquido solo. Debido a que en la cabeza de expansión la
mayoría de las burbujas dejaron el medio, sólo una pequeña porción desciende por
el downcomer, por lo cual en dicha sección la transferencia de oxígeno es mínima.
Hay dos criterios geométricos a considerar en el diseño de reactores airlift, se trata
de un par de cocientes: la relación altura del líquido entre diámetro del tanque
(HL/DT) y la relación área del riser entre área del downcomer (Ar/Adc).
La primera puede tener valores de 3 a 6 para procesos como la obtención de
levadura de panificación (Doran, 1999) pero puede llegar a 10 para procesos
convencionales de depuración de agua. Valores extremos de este cociente se
presentan en los reactores de tiro profundo (deep-shaft) donde la relación puede
ser superior a 100; cabe mencionar que estos últimos reactores se utilizan
prácticamente de manera exclusiva en el tratamiento de aguas residuales
(Sánchez, 2000; Doran, 1999; Winkler, 2000).
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La segunda relación, Ar/Adc, puede tener valores entre 1 y 30 (Sánchez, 2000),
con estos valores se obtiene un buen mezclado y una buena velocidad de
transferencia de oxígeno (Galíndez y col. 2001).
El aspecto más importante para el diseño de una columna de burbujeo es el
difusor de aire. Es deseable que las burbujas de aire que este dispositivo genere sean
homogéneas en su tamaño (entre más pequeñas sean mayor será el área total
interfacial para la transferencia de masa) y su distribución. La altura a la cual se
coloca este dispositivo también influye en el funcionamiento del reactor, siendo
aconsejable colocar el difusor unos pocos centímetros dentro del riser.
Hay 4 variables principales para evaluar el funcionamiento hidrodinámico de
un airlift, a saber, el coeficiente de retención de gas (εg), el diámetro medio de
burbuja (dbms), la velocidad de circulación de líquido (uL) y el tiempo de mezclado
terminal (tm).
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3. JUSTIFICACIÓN
En nuestro país, las actividades industriales generaron, durante el 2001, un
caudal de aguas residuales de 171 m3/s; del cual, el 15% sí recibió algún tratamiento
en plantas para aguas residuales industriales (SUIBA-CNA, 2003). Esto significa que el
restante 85% del caudal se descargó sin proceso alguno de depuración,
diseminando entonces, hacia cualquier parte, contaminantes de toda clase y cuyos
efectos se han manifestado de diversas formas. En julio de 1987, en Tepatitlán,
Jalisco, se intoxicaron más de 200 personas por ingerir “agua potable” contaminada
con plaguicidas y fertilizantes. El fluido provino de la presa el Chiquihuite, de donde
se abastecía a la planta potabilizadora. Debido a las lluvias, los residuos de algunos
agroquímicos fueron arrastrados hasta la presa, de donde pasaron a la planta
potabilizadora y de ésta a la red de distribución (Marrón, 2004).
Este caso expone dos problemas que se presentan por el mal manejo de los
efluentes: éstos, como fuente de contaminación de otros cuerpos de agua y la
carencia de tecnología para detectar y remover los contaminantes que acarrean
(como ocurrió en la planta potabilizadora).
La necesidad de ahorrar espacio (reduciendo el tamaño las unidades de
tratamiento), abatir costos (de instalación, operación y mantenimiento) y mejorar la
eficiencia de los procesos biológicos de remoción de los diversos contaminantes del
agua, ha impulsado la investigación y el desarrollo de nuevos biorreactores que
confinen convenientemente el fluido a tratar y que optimicen el desempeño de los
microorganismos responsables de la degradación.
La combinación de las cualidades de los reactores de biopelícula y las del
sistema airlift puede dar como resultado una configuración altamente eficiente para
la biodegradación aeróbica de compuestos orgánicos recalcitrantes presentes en el
agua:
i) Se pueden mantener altas concentraciones de biomasa dentro del
reactor.
ii) Se puede trabajar el reactor a velocidades de dilución superiores a las
usadas en un sistema de células libres.
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iii) Los sólidos en suspensión dentro del reactor (fragmentos que se
desprenden de la biopelícula) son retenidos al recircular en el lecho, por lo
que se puede pensar en omitir una etapa adicional en un tanque de
sedimentación.
iv) Los mayores esfuerzos de corte y turbulencia están aplicados en el riser
(donde no hay biopelícula), lo que reduce el proceso de desprendimiento
de la película.
v) El sistema airlift ha mostrado ser un mecanismo eficiente de transferencia
de oxígeno al medio.
vi) Los reactores airlift de tubo central de malla han mostrado mejorías
notables en el tiempo de mezclado.
vii) La configuración que se pretende usar no ha sido propuesta para la
eliminación de compuestos orgánicos recalcitrantes.
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4. OBJETIVOS
4.1. GENERAL
Diseñar, construir y evaluar un filtro percolador que tenga acoplado un
sistema airlift para la aireación y recirculación de líquido.
4.2. ESPECÍFICOS
Diseñar y construir un reactor airlift de tubo central (riser) de malla.
Realizar la caracterización hidrodinámica del reactor airlift y determinar su kLa.
Caracterizar el reactor airlift cuando su downcomer se empaca con carbón
activado granulado (formando un lecho fijo que opere como percolador).
Evaluar el funcionamiento del reactor -con y sin lecho empacado- cuando se
usa para depurar en aerobiosis agua contaminada con:
a) ácido 2,4-diclorofenoxiacético
b) azocolorantes
utilizando como microorganismos de trabajo cultivos mixtos previamente
seleccionados pertenecientes a la colección de cepas del Laboratorio de
Bioingeniería de la ENCB.
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5. MATERIALES Y MÉTODOS
5.1. SOLUCIÓN SALINA
Para realizar la caracterización hidrodinámica del reactor (diámetro de
burbuja, coeficiente de retención de gas, tiempo de mezclado terminal) y
determinar el kLa se utiliza una solución de NaCl al 0.25 N.
5.2. MEDIOS DE CULTIVO
5.2.1. MICROORGANISMOS DEGRADADORES DEL 2,4-D (Marrón, 2004).
2,4-D 0.025 – 0.125 g/L, KH2PO4 1.36 g/L, Na2HPO4 1.41 g/L, (NH4)2SO4 0.3 g/L,
MgSO4*7H2O 0.05 g/L, CaCl2*H2O 0.0058 g/L, solución de oligoelementos 5mL/L de
cada una (FeSO4*7H2O 0.55 g/L, ZnSO4*7H2O 0.23 g/L, MnSO4*7H2O 0.34 g/L,
CoCl2*6H2O, CuSO4*5H2O 0.047 g/L y Na2MoO4*2H2O 0.034 g/L).
5.2.2. MICROORGANISMOS DEGRADADORES DE AZOCOLORANTES.
Se utilizará el medio mineral mínimo propuesto por Arias (2005) para el
aislamiento de este tipo de organismos: azocolorante Orange II 0.2 g/L, (NH4)2SO4
0.25 g/L, KNO3 0.38 g/L, KH2PO4 0.2 g/L, MgSO4 0.1 g/L, CaCl2 0.02 g/L).
5.3. MICROORGANISMOS DE TRABAJO
5.3.1. DEGRADACIÓN DE AZOCOLORANTES
Se utilizará el cultivo mixto aislado por Arias (2005) en el Laboratorio de
Bioingeniería del Departamento de Ingeniería Bioquímica de esta escuela. El cultivo
consta de 3 cepas bacterianas distintas.
5.3.2. DEGRADACIÓN DE 2,4-D
Para este fin se utilizará el cultivo mixto aislado por Marrón (2004) y constituido
por 8 cepas bacterianas.
5.4. CARACTERIZACIÓN HIDRODINÁMICA
Bajo condiciones que se describen en los resultados, se determinó el
coeficiente de retención de gas, el diámetro de burbuja, el tiempo de mezclado
terminal y el área de contacto interfacial.
5.5. DETERMINACIÓN EXPERIMENTAL DEL kLa
El experimento se encuentra descrito en la sección de resultados.
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5.6. CARACTERIZACIÓN DEL LECHO
5.6.1. EMPACADO DEL LECHO DEL REACTOR
El material de empaque inicialmente considerado fue el carbón activado
granulado (CAG). Las modificaciones en este rubro se explican en la sección de
resultados.
5.6.2. POROSIDAD
La porosidad del lecho se determinará siguiendo un método propuesto por
Devinny y Hodge (1995):
porosidad =volumende huecos
volumende lamuestra Se empacará una probeta graduada de 1 litro con una cantidad
cuantificada de material de soporte seco, enseguida a la muestra se le agregará
agua, cuantificando el volumen necesario hasta su saturación.
volumen de huecos = volumen del agua adicionada
5.6.3. DENSIDAD
Se pesará la cantidad del material de soporte y después se sumergirá en un
recipiente graduado que contenga agua para medir el volumen que es
desplazado.
densidadlecho =masa
volumen 5.6.4. CARACTERIZACIÓN DEL REACTOR CON LECHO EMPACADO
Los resultados obtenidos de la caracterización hidrodinámica serán el criterio
de selección del flujo de aire y del volumen de líquido que se usarán para operar el
reactor con el lecho empacado en el downcomer. Para cada tamaño de lecho a
ensayar se determinará el coeficiente de retención de gas en el riser, el área
interfacial de contacto gas-líquido, tiempo de mezclado terminal (igualación de las
condiciones del downcomer por arriba y por debajo del lecho) y kLa (también por
arriba y por debajo del percolador en el downcomer).
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5.7. EVALUACIÓN BIOLÓGICA DEL REACTOR
5.7.1. BIODEGRADACIÓN DE 2,4-D
Se inoculará el reactor con el cultivo mixto previamente seleccionado y se
iniciará su operación en continuo suministrando el medio mineral propuesto por
Marrón (2004). Se seguirá la cinética de degradación (cuantificando la DQO y el 2,4-
D a la entrada y a la salida del reactor) para obtener al final la eficiencia de
remoción, la velocidad volumétrica de remoción y la velocidad de remoción por
unidad de soporte.
5.8. TÉCNICAS ANALÍTICAS
5.8.1. DETERMINACIÓN DE LA DEMANDA QUÍMICA DE OXÍGENO
La demanda química de oxígeno (DQO) de una muestra es la cantidad requerida de éste
para oxidar la materia orgánica e inorgánica que contiene y que es susceptible de
oxidación con dicromato de potasio en medio ácido. Cuando dicha muestra contiene
exclusivamente compuestos orgánicos asimilables por los microorganismos, la DQO
proporciona una adecuada estimación de los valores de la demanda bioquímica de
oxígeno (DBO). El método empleado será el de reflujo cerrado en un reactor Hach para
DQO, que es un incubador de tipo baño seco que proporciona una temperatura constante
de 150 ± 2OC, requerida para la cuantificación. Este método está aprobado por la USEPA
(Federal Register, April 21, 1998,45 (78),26811-26811-26812) (Hach, 1997).
5.8.2. CUANTIFICACIÓN ESPECTROFOTOMETRICA DE 2,4-D
La muestra se mide directamente en el espectrofotómetro BECKMAN DU 650 a una
longitud de onda de 235 y 282 nm. Con la ayuda de una curva tipo, por interpolación se
conoce la concentración del tóxico.
5.8.3. CUANTIFICACIÓN DEL 2,4-D POR CROMATOGRAFÍA LÍQUIDA DE ALTA
RESOLUCIÓN (HPLC)
Se utilizó el método propuesto por Marrón (2004), con una columna fase
reversa C-18 Lichrosorb, detector UV a 235 nm, fase móvil de regulador de fosfatos
0.12 M y acetonitrilo 1:1 de pH 3.0, a un flujo de 1.0 mL/min.
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6. RESULTADOS Y DISCUSIÓN
6.1. DISEÑO Y CONSTRUCCIÓN DEL REACTOR
En la figura 1 se presenta un esquema y una foto de la configuración
propuesta: un percolador ubicado en el downcomer de un sistema de recirculación
y oxigenación de líquido airlift. En la figura 2 se presentan algunas medidas de la
geometría del reactor y en la tabla 3 se presentan algunos otros detalles del diseño.
Tabla 3. Geometría del reactor propuesto Componente Características
Riser
Material Longitud Diámetro interno Perímetro Área sección transversal Área perforada
Esqueleto de PVC de 2 mm de espesor y malla de acero inoxidable. 0.388 m 0.055 m 0.1728 m 0.002376 m2
Variable (figura 3)
Difusor Material Diámetro Área Poro
Vidrio sinterizado 0.048 m 0.00181 m2 # 2
Downcomer
Material Diámetro interno Área
Vidrio pyrex de 7 mm 0.195 m 0.0275 m2
Relaciones Ar/Adc Adc/Ar
0.0864 11.57
Malla
Material Hilos por pulgada Diámetro del hilo
Acero inoxidable 25 0.35 mm
Placas internas
Material Diámetro exterior Diámetro interior
Acrílico de 6 mm de espesor 0.19 m 0.06 m
Bridas
Material Diámetro interno Diámetro externo
Duraluminio de 3 mm de espesor 0.20 m 0.23 m
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Figura 1.
Reactor de lecho fijo con un sistema de circulación y aireación airlift
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Figura 2.
Corte seccional de las partes que forman el cuerpo del reactor. Medidas en mm.
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6.2. CARACTERIZACIÓN HIDRODINÁMICA DEL REACTOR SIN LECHO
6.2.1. COEFICIENTE DE RETENCIÓN DE GAS (εg)
Conteniendo el biorreactor un volumen conocido de líquido VL y sin suministro
de aire, la columna de líquido tiene una altura HL. Una vez iniciada la aireación del
reactor, a un flujo constante y conocido Qg, la mezcla gas-líquido alcanza una altura
HGL. El εg es la fracción de gas retenida en la mezcla gas-líquido y se determinó con
la siguiente expresión (Galíndez y col., 2001):
xg=Hgl - Hl
Hgl
Para esta experiencia se utilizaron 5 valores distintos para el flujo de aire y 4
diferentes volúmenes de solución salina. Esta información se presenta en la tabla 4.
Tabla 4. Variables empleadas para la determinación de coeficiente de retención de gas.
Flujo de aire (LPM)
Velocidad superficial del aire (m/s)
Volumen de líquido (L)
Altura del líquido (m)
2 0.0184 3.5, 5, 7, 9.5 0.093, 0.17, 0.25, 0.33 5 0.0460 3.5, 5, 7, 9.5 0.093, 0.17, 0.25, 0.33 8 0.0736 3.5, 5, 7, 9.5 0.093, 0.17, 0.25, 0.33 11 0.1013 3.5, 5, 7, 9.5 0.093, 0.17, 0.25, 0.33 14 0.1289 3.5, 5, 7, 9.5 0.093, 0.17, 0.25, 0.33
En la figura 3 se presentan los resultados obtenidos en estos ensayos. En la
primera gráfica se aprecia que, para todas las alturas del líquido, el valor de εg se
incrementó a la par de la velocidad superficial hasta el valor de 0.1013 m/s, después
de éste el εg se mantiene constante. Tal incremento no se dio de forma lineal
(siguiendo una línea recta), sino siguiendo una relación de segundo orden. Se
observa también, por la sucesión de las series, que a menor altura de líquido mayor
es el valor de εg.
En la segunda gráfica se comprueba las observaciones anteriores εg
disminuye al aumentar la altura del líquido, aumenta al incrementarse la velocidad
superficial hasta un máximo de 0.1013 m/s, después de eso las curvas se traslapan
sobre los mismos valores de εg.
20
0.0
0.1
0.2
0.3
0.4
0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0.14
vel lineal (m/s)
0.093 0.17 0.25 0.33
0
0.1
0.2
0.3
0.4
0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35
Altura del Líquido (m)
0.0184 0.0461 0.0737 0.1013 0.1289
21
Figura 3.
0
0.5
1
1.5
2
2.5
3
3.5
0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.12 0.14
Vel. Lineal (m/s)
0.41 0.231
6.2.2. DIÁMETRO DE BURBUJA (dbms)
Operando el biorreactor con solución salina hasta un volumen VL y con un
gasto constante de aire Qg, se toman fotografías de las burbujas inmersas en el seno
del líquido y se amplían para facilitar la medición de sus diámetros (Rask y col., 1997).
Se realiza la medición del diámetro de 50 diferentes burbujas. Con los valores
obtenidos se calcula el diámetro estadístico de las burbujas en las condiciones
ensayadas. Dicho valor estadístico es el denominado diámetro medio Sauter dbms y
se calcula con la expresión:
donde:
ni es el número de veces que se presenta un diámetro determinado
dbi valor del diámetro de las burbujas
Para estos ensayos se utilizaron los valores anteriores de flujo de aire y 2
volúmenes diferentes de solución salina. Esta información se presenta en la tabla 5.
22
Tabla 5. Variables empleadas para la determinación de diámetro de burbuja. Flujo de aire
(LPM) Velocidad superficial
del aire (m/s) Volumen de líquido
(L) Altura del líquido
(m) 2 0.0184 7, 12 0.231, 0.41 5 0.0460 7, 12 0.231, 0.41 8 0.0736 7, 12 0.231, 0.41 11 0.1013 7, 12 0.231, 0.41 14 0.1289 7, 12 0.231, 0.41
En la figura 4 se muestran los resultados obtenidos. En la primera gráfica se ve
que para las dos alturas ensayadas, al aumentar la velocidad superficial del aire se
incrementa el diámetro de burbuja. Al igual que el εg, el incremento no ocurre de
una forma lineal, sino guarda una relación de segundo orden, pero a diferencia del
εg, donde la tendencia es convexa, en esta ocasión es cóncava.
Los resultados para ambas alturas pueden agruparse en una sola tendencia
común, como lo muestra la segunda gráfica de la figura. En esta misma se ve, que
la diferencia entre el dbms de ambas alturas, para el mismo flujo de aire, es menor al
5%.
y = 60.013x2 + 2.6401x + 1.688R2 = 0.9542
0
0.5
1
1.5
2
2.5
3
3.5
0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.1 0.12 0.14
vel lineal (m/s)
Fig. 4
23
6.2.3. ÁREA VOLUMÉTRICA DE CONTACTO GAS-LÍQUIDO (a’)
Esta variable resulta de la interacción de las dos anteriores, εg y dbms. Con sus
valores se puede calcular, para las condiciones de trabajo ensayadas, el área de
contacto volumétrico (volumen/unidad de área, en longitud-1) a’ usando la expresión de
Calderbank (Galíndez y Ruiz, 1994):
a, =6 ξg
dbms
Tabla 6. Valores empleados para la determinación de área de contacto interfacial.
Diámetro de burbuja Coeficiente de retención de gas
Altura del líquido (m) Flujo de aire (LPM) Altura de líquido (m)
0.23 2, 5, 8, 11, 14 0.17, 0.25
0.41 2, 5, 8, 11, 14 0.33
Los resultados se muestran en la figura 5. En la primera gráfica se observan tres
series de datos, correspondientes a cada altura usada para la determinación de εg.
Cada una presenta la misma tendencia respecto a la velocidad superficial: el a` se
incrementa hasta la velocidad de 0.0737 m/s, se mantiene constante en el máximo
con 0.1013 m/s y disminuye con 0.1289 m/s.
En la segunda gráfica se presentan cinco series, cada una corresponde a una
velocidad de aire. El orden de las series en esta segunda gráfica confirma que el
valor de a´ se incrementa a la par de la velocidad superficial hasta 0.0737 m/s,
después de eso, a 0.1013 m/s los valores son prácticamente los mismos y para 0.1289
m/s (la más alta velocidad) los valores tienden a disminuir.
Párrafos arriba, se mencionó que esta variable es el producto de la
interacción de otras dos, εg y dbms. Por las semejanzas que hay, en los
comportamientos que se exhiben en las figuras 3 y 5, se dice que, para el reactor
propuesto, el εg tiene mayor influencia en los valores de de a´ que dbms.
24
0
1
2
3
4
5
6
7
0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0.14
Vel lineal (m/s)
0.170.250.33
0
1
2
3
4
5
6
7
0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35
Altura del líquido (m)
0.01842 0.04605 0.07368 0.10131 0.128944676
Fig 5
6.2.4. TIEMPO DE MEZCLADO TERMINAL (tm)
Conteniendo el biorreactor un volumen conocido de solución salina y
operando con un gasto constante de aire Qg, el tm es el tiempo que transcurre
desde la adición instantánea (pulso) de una alícuota de ácido, hasta la
25
estabilización del pH de la solución salina, medido éste con la ayuda de un par de
electrodos de pH (Prandit y Joshi, 1984).
En la tabla 7 se muestran los valores de altura de líquido y flujo de aire
utilizados. En cada ensayo, un par de electrodos se colocaron a la mitad de la altura
del líquido, uno dentro del riser y el otro en el downcomer. El pulso adicionado
fueron 5 mL de H2SO4 al 49% y se descargó a la misma altura que los electrodos en la
zona del downcomer.
Tabla 7. Variables empleadas para la determinación de tiempo de mezclado terminal.
Flujo de aire (LPM)
Velocidad superficial del aire (m/s)
Volumen de líquido (L)
Altura del líquido (m)
2 0.0184 5, 7.5, 9.5 y 12 0.163, 0.25, 32.2 y 0.41 5 0.0460 5, 7.5, 9.5 y 12 0.163, 0.25, 32.2 y 0.41 8 0.0736 5, 7.5, 9.5 y 12 0.163, 0.25, 32.2 y 0.41 11 0.1013 5, 7.5, 9.5 y 12 0.163, 0.25, 32.2 y 0.41 14 0.1289 5, 7.5, 9.5 y 12 0.163, 0.25, 32.2 y 0.41
Los resultados de esta determinación se presentan en la figura 6. En la primera
gráfica se observan 4 series de datos. Las primeras tres series aparecen en un orden
que se antoja lógico, es decir, al incrementarse la altura del líquido se incrementa el
tiempo de mezclado. La cuarta serie, que corresponde a la altura de líquido de 0.41
m, (superior a la altura del riser) se sale de ese orden. En la segunda gráfica sólo se
modificó la escala de tiempo para poder observar ahora la tendencia particular de
cada serie. Para la serie de 0.163 m, el tm disminuye al aumentar la velocidad
superficial, hasta un valor constante que se alcanza una vez que se opera por arriba
de los 0.0461 m/s. Este último valor de velocidad es importante por que representa
un punto de inflexión en las siguientes dos series de alturas (0.25 y 0.322 m). Antes de
este punto el tm tiende a disminuir al incrementar la velocidad, pasado ese punto el
tm aumenta al aumentar la velocidad, siendo más abrupto el incremento al
aumentar la altura del líquido. En ambas series, una vez pasado ese incremento, el
tm empieza a disminuir.
26
0
5
10
15
20
25
30
0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0.14
Vel. Lineal (m/s)
0.163 0.25 0.322 0.41
0
5
10
15
20
25
30
0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5
Altura del líquido (m)
0
10
20
30
40
50
60
0.0737 0.1013 0.1289
0.0184 0.0461
Fig 6
Para continuar este análisis hay que tener en mente un valor de velocidad:
0.05 m/s. Este valor representa, en las columnas de burbujeo convencionales, el
27
límite teórico del buscado régimen pseudohomogéneo de operación. Al operar una
columna de burbujeo por arriba de este valor, la velocidad de ascenso de las
burbujas y su diámetro pierden uniformidad, lo que impacta negativamente en el
coeficiente de retención de gas y el área de contacto interfacial.
En nuestro caso de estudio, parece que operar por arriba de 0.05 m/s sólo
tiene efecto sobre el tm. Esta observación se confirma en la tercera gráfica, donde
hay dos tendencias bien definidas. La primera la siguen las series que operaron por
debajo de 0.05 m/s: un incremento en el tm al aumentar la altura del líquido, el tm es
menor para la serie que operó a menor velocidad superficial. La segunda tendencia
la siguen las series que operaron por arriba de 0.05 m/s: series entrecruzadas (sin
orden por velocidad superficial), con incremento abrupto en el tm y disminución del
mismo al superar la altura del riser.
8.3. kLa
Conteniendo el biorreactor un volumen VL de solución salina, se desoxigena el
fluido saturándolo con nitrógeno gaseoso y a continuación se suministra aire con un
gasto constante Qg y se van registrando las lecturas de oxígeno disuelto en función
del tiempo cL(t) hasta su estabilización (Rask y col., 1997). Para este fin se emplea un
electrodo polarográfico y registrador de O2 con ajuste de temperatura. Una vez que
se conoce cL(t) y en la bibliografía se consulta la solubilidad máxima de oxígeno c* a
la temperatura y presión de trabajo, se calcula el valor de kLa con ayuda de la
siguiente expresión y su forma integrada:
dcldttransferencia
= kL a Hc* - clL
En la figura 7 se exponen los resultados obtenidos. En la primera gráfica se
observa que para la menor altura de líquido, 0.093 m, se obtuvieron los valores de
28
kLa más altos (con incrementos exponenciales entre un flujo y el siguiente). Para las
restantes alturas, la tendencia dentro de cada serie es la misma: el kLa se
incrementa (en una mínima proporción, pero lo hace) hasta llegar a la velocidad de
0.0737 m/s. Después de eso, el valor de kLa es prácticamente constante. La sucesión
entre series en esta gráfica no es muy clara, pues se compactan demasiado y se
entrelazan en una tendencia común a todas ellas.
En la segunda gráfica se observa que las series que corresponden a las
velocidades 0.0184, 0.0461 y 0.0737 m/s siguen una sucesión de mayor a menor, es
decir, la menor velocidad presentó los menores valores de kLa.
6.4. VELOCIDAD GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE OXÍGENO.
Este análisis pareciera reivindicar el uso, en este reactor, de grandes
volúmenes de operación. En la primera gráfica de la figura 8 se muestra que la
velocidad de transferencia es notoriamente superior cuando se usan alturas de
líquido mayores. En esa misma gráfica, se observa que las tres alturas menores
siguen una misma tendencia lineal de ligero incremento de la velocidad de
transferencia al aumentar la velocidad lineal.
En la segunda gráfica de esa figura se confirma que para las dos mayores
alturas de líquido, el incremento de la velocidad de transferencia es exponencial al
incremento de la velocidad superficial.
6.5. CARACTERIZACIÓN HIDRODINÁMICA DEL REACTOR CON LECHO
Se han ensayado diferentes tamaños de lecho, colocados en diferentes
alturas del downcomer, empacados con carbón activado granulado. Los resultados
que se han obtenido muestran que el carbón se empaca en exceso e impide la
circulación continua del medio. El estancamiento que se produce hace que a las
pocas horas de operación el líquido en el percolador no circule fuera del mismo, lo
que provoca que el espacio que queda entre el fondo del percolador y el líquido
remanente se presurice y continuamente libere esa presión expulsando de forma
brusca alguna parte del percolador. Se han ensayado otros medios de soporte,
como la mezcla carbón activado granulado-tezontle y tezontle solo, siendo este
último el que ha mostrado estabilidad en la operación.
29
0
50
100
150
200
250
300
0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0. 4
vel lineal (m/s)
1
0.093 0.163 0.231 0.322 0.41
0
50
100
150
200
250
300
0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45
Altura del líquido (m)
0.0184 0.0461 0.0737 0.1013 0.1289
Fig 7
30
0
1000
2000
3000
4000
5000
6000
7000
8000
0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.12 0.14
vel lineal (m/s)
0.093 0.163 0.231 0.322 0.41
0
1000
2000
3000
4000
5000
6000
7000
8000
0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45
Altura del líquido (m)
0.0184 0.0461 0.0737 0.1013 0.1289
Fig. 8
31
6.6 EVALUACIÓN DE LA BIODEGRADACIÓN DEL HERBICIDA
ORGANOCLORADO ÁCIDO, 2,4-DICLOROFENOXIACÉTICO.
Se evaluó el comportamiento de un consorcio microbiano inmovilizado capaz
de degradar 2,4-D, operando un biorreactor de lecho fijo en régimen continuo, a
velocidades de dilución variables.
Una vez que el soporte se saturó con 2,4-D se inoculó el biorreactor con la
población microbiana previamente seleccionada por Marrón (2004). La
concentración del herbicida a la entrada se mantuvo en 1001 ppm (Sr) y la
velocidad de suministro se ajustó para obtener una velocidad de dilución de 0.16 h-1
(D). A la salida del reactor se tomaron muestras a diferentes tiempos, a las que se les
determinó la concentración de 2,4-D, DQO, pH y turbiedad. Los resultados se
resumen en el siguiente cuadro.
Cuadro 1. Comportamiento del biorreactor con células inmovilizadas cuando la
velocidad de dilución fue de 0.16 h-1 (D) y la concentración de 2,4-d en el medio de
alimentación fue de 1000 ppm
Tiempo
días
Temp
ºC
pH Conc.
Celular
como
As600nm
Concentración
de 2,4-D a la
salida del
reactor
ppm
Eficiencia de
remoción
%
Velocidad
volumétrica
de remoción
mg/Lh
1 22 5.7 0 005 627.8 (620)* 37 (38)* 60 (61)*
3 23 5.7 0 000 726.1 (620) 27 (38) 44 (61)
4 21 5.8 0 012 635.8 (620) 36 (38) 58 (61)
7 22 5.7 0 010 613.6 (620) 39 (38) 62 (61)
10 23 6 0 010 632.9 (680) 37 (32) 59 (51)
12 22 5.7 0 070 225.0 (260) 77 (74) 124 (119)
14 23 5.9 0 050 335.2 (220) 67 (78) 107 (125)
17 23 6 0 045 222.7 (220) 78 (78) 125 (125)
19 24 6 0 020 235.2 (260) 77 (74) 123 (119)
21 23 6 0 030 348.3 (340) 65 (66) 104 (106)
24 21 5.7 0 030 215.9 (200) 78 (80) 126 (128)
*Nota: los valores entre paréntesis son los obtenidos al determinar la concentración del 2,4-D mediante la
demanda química de oxígeno (DQO)
32
La baja eficiencia de remoción revela que la carga volumétrica global del
contaminante resultó superior a la capacida de remoción del reactor en las
condiciones de operación establecidas, por lo que se disminuyó la concentración
del contaminante.
Cuadro 2. Comportamiento del biorreactor con células inmovilizadas cuando la velocidad de
dilución fue de 0.16 h-1 (D) y la concentración de 2,4-D en el medio de alimentación fue de
780 ppm.
Tiempo días
Temp ºC
pH Conc. Celular como
As600nm
Concentración de 2,4-D a la
salida del reactor
ppm
Eficiencia de remoción
%
Velocidad volumétrica de remoción
mg/Lh
1 26 3.1 0 180 300.0 (220)* 62 (72)* 77 (89*) 3 25 3.4 0 010 258.5 (360) 67 (54) 83 (67) 5 24 3.3 0 040 318.2 (220) 59 (72) 74 (89) 8 28 3.6 0 045 293.2 (180) 62 (77) 78 (96)
10 25 3.4 0 040 259.1 (200) 67 (74) 83 (93) 14 ND ND 0 060 279.5 (260) 64 (67) 80 (83) 16 ND ND 0 055 159.1 (160) 80 (80) 99 (99) 19 27 3.8 0 060 86.4 (80) 89 (90) 111 (112) 22 ND ND 0 055 42.1 (80) 95 (90) 118 (112) 24 26 3.4 0 060 46.4 (10) 94 (99) 117 (123) 26 27 3.3 0 050 31.2 (0) 96 (100) 120 (125) 28 28 3.3 0 030 19.8 (0) 97 (100) 122 (125) 31 26 3.2 0 040 16.4 (0) 98 (100) 122 (125) 33 25 3.2 0 020 18.6 (0) 98 (100) 122 (125)
* Nota: los valores entre paréntesis son los obtenidos al determinar la concentración del 2,4-D mediante la demanda química de oxígeno (DQO)
7. CONCLUSIONES
12. Se construyó un reactor airlift de tubo central de malla de acero.
13. Se realizó la caracterización hidrodinámica del reactor construido.
14. Se determinaron los valores de kLa del reactor bajo distintas condiciones
de operación.
15. El coeficiente de retención de gas del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, disminuye al aumentar la altura del líquido y se
incrementa al aumentar la velocidad lineal del aire hasta 0.1013 m/s.
33
16. El diámetro de burbuja medio del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, es constante a diferentes alturas del líquido y se
incrementa al aumentar la velocidad lineal.
17. El área volumétrica de contacto gas-líquido del reactor, bajo las
condiciones de operación descritas, disminuye al aumentar la altura del
líquido y se incrementa al aumentar la velocidad lineal del aire hasta
0.0737 m/s.
18. El tiempo de mezclado terminal del reactor, bajo las condiciones de
operación descritas, se ve fuertemente influenciado por la altura del
líquido, respecto a la altura del riser y por los incrementos de la velocidad
lineal por arriba de 0.0461 m/s.
19. Los valores del kLa del reactor, bajo las condiciones de operación
descritas, son prácticamente constantes para cualquier altura de líquido
superior a 0.093 m. Con esta última se obtuvieron los más altos valores de
kLa.
20. El carbón activado granulado se compacta en exceso y dificulta la
circulación del líquido.
21. En el biorreactor híbrido con la población microbiana inmovilizada se logró
remover en forma continua prácticamente el 100 % del herbicida
manejando cargas volumétricas de 2,4-D relativamente bajas.
22. Debido a las dificultades hidrodinámicas que presenta el carbón activado
granular se ha visto la conveniencia de sustituir el medio de empaque
para el lecho del percolador por roca volcánica (tezontle)
34
8. IMPACTO En procesos de tratamiento de aguas residuales, los denominados filtros percoladores (filtros de goteo) presentan algunos inconvenientes. Entre los principales se encuentra la dificultad para distribuir la fase líquida a través del lecho sólido, la pobre circulación de líquido y la dificultad para transportar oxígeno a la biopelícula encargada de llevar a cabo la biodegradación de los contaminantes. El prototipo propuesto pretende resolver todas esas dificultades en la escala en que fue concebido.
35
9. REFERENCIAS
1. Agencia de los Estados Unidos para la Protección del Ambiente, USEPA. 2003. Guía para la protección de las Aguas Subterráneas EPA 440/6-90-004 (1990). En http://www.epa.gov/safewater/protect/citguisp.html.
2. Devinny, J. S. 1998. Clearing the air, biologically. Civil Engineering. pp46-49 3. Doran, P. M. 1999. Bioprocess Engineering Principles. Academic Press. Great Britain. pp 333-338 4. Galíndez, J. M. y N. Ruiz. 1994. Bioingeniería. Fundamentos biocinéticos para el diseño de procesos
fermentativos. Informes Técnicos 21. IPN. México.pp 88-98 5. Galíndez, M. J., O. Sánchez, E. Cristiani y N. Ruiz. 2001. A novel split-cylinder airlift reactor for fedbatch
cultures. Biopr. Biosystem. Eng. 24: 171-177. 6. Gavrilescu, M y M. macoveanu. 2000. Bioprocess Engineering. 23: 95 – 106. 7. Grady, C. P., G. T. Daigger y H. C. Lim. 1999. Biological Wastewater Treatment. 2a ed. Marcel Dekker.
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148. 9. Marrón, M. E. 2004. Aislamiento y evaluación de organismos capaces de degradar el plaguicida ácido
2,4-diclorofenoxiacético, para su posible utilización en el enriquecimiento de un lodo biológico. Tesis de grado. ENCB-IPN.
10. Nicolella, C., M. C. M. van Loosdrecht y S. J. Heijnen. 2000. Tib. Tech. 18: 312 – 320 11. Prandit, A.B. y J. B. Joshi. 1984. Three phase sparged reactor – some design aspects. Rev. Chem Eng.
2: 1-84 12. Rask, P. B., J. J. Lonsmann. 1997. Characterization of gas transfer and mixing in a bubble column
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36