0

1

RESUMEN

La cachaza es un residuo de la producción de azúcar, se genera a una tasa de tres toneladas húmedas por cada cien toneladas de caña molida. Está constituido por una mezcla de bagacillo, azúcar, cera, fosfatos de calcio, arcilla y cenizas. Se utiliza principalmente como fertilizante en los campos de cultivo o como alimento de ganado.

El presente trabajo propone una alternativa para revalorizar este residuo, mediante la obtención de productos de alto valor agregado. Específicamente, se describe el procedimiento de extracción industrial de cera con solventes orgánicos. Además, como producto de la refinación de la cera, se obtiene policosanol, sustancia con efectos benéficos en la salud.

La obtención de cera se realiza en un sistema de lixiviación en el que se pone en contacto n-heptano a una temperatura de 96 °C con cachaza seca en una relación másica de 1:5 (cachaza: solvente). Posteriormente, la cera obtenida se mezcla con acetona a 25 °C y a 90 °C para eliminar las fracciones de aceite y resina que contiene. La cera refinada se somete a una reacción de saponificación para obtener la mezcla de alcoholes alifáticos (policosanol). Con estos resultados se propone el diseño de una planta que opera por lotes y consta principalmente de un secador rotatorio, tres extractores, dos tanques de mezclado, un decantador, cinco evaporadores y un reactor.

La planta se ubica en la Ciudad de Córdoba, Veracruz y tiene una capacidad de producción de 400 Toneladas de cera y 86.7 Toneladas de policosanol por año.

2

CONTENIDO

INTRODUCCIÓN __________________________________________________________ 4

CAPITULO 1 ______________________________________________________________ 5

1.1 JUSTIFICACION DEL PROYECTO ____________________________________ 5

1.2 OBJETIVOS _________________________________________________________ 5 Objetivo general ________________________________________________________ 5 Objetivos particulares ____________________________________________________ 5

1.3 GENERALIDADES ___________________________________________________ 6

1.4 ESTUDIO DE MERCADO _____________________________________________ 8

1.4.1 Mercado de cera _____________________________________________________ 8 Demanda ______________________________________________________________ 8 Oferta _______________________________________________________________ 10 Precios _______________________________________________________________ 11

1.4.2 Mercado de policosanol ______________________________________________ 12 Demanda _____________________________________________________________ 12 Oferta _______________________________________________________________ 12 Precios _______________________________________________________________ 12

1.5 UBICACIÓN DE LA PLANTA _________________________________________ 13

1.6 CONCLUSIONES ____________________________________________________ 15

CAPITULO 2 _____________________________________________________________ 16

2.1 ANTECEDENTES ___________________________________________________ 16 2.1.1 Extracción de cera _________________________________________________ 16 2.1.2 Refinación de la cera _______________________________________________ 16 2.1.3 Obtención de alcoholes _____________________________________________ 17

2.2 OBJETIVOS EXPERIMENTALES _____________________________________ 18

2. 3 MÉTODO EXPERIMENTAL _________________________________________ 18 2.3.1 Extracción de cera _________________________________________________ 18 Elección del equipo _____________________________________________________ 18 Selección del solvente de extracción ________________________________________ 18 Relación cachaza: solvente _______________________________________________ 18 Ciclos (Recirculaciones) _________________________________________________ 19 Recuperación de la cera a partir de solvente _________________________________ 19 Caracterización de la cera de cachaza ______________________________________ 19 2.3.2 Refinación de la cera _______________________________________________ 19 2.3.3 Obtención de alcoholes _____________________________________________ 19 2.3.4 Purificación de alcoholes alifáticos ____________________________________ 19

2.4 RESULTADOS Y DISCUSIÓN _________________________________________ 20 2.4.1 Determinación de la relación cachaza-solvente y número de recirculaciones para la extracción de ceras ___________________________________________________ 20 2.4.2 Caracterización de la cera ___________________________________________ 21 2.4.3 Resultados de refinación de la cera ____________________________________ 22 2.4.4 Espectrometría de cera cruda y refinada ________________________________ 23 2.4.5 Obtención de policosanol ____________________________________________ 23

2. 5 CONCLUSIONES EXPERIMENTALES ________________________________ 26

3

CAPITULO 3 _____________________________________________________________ 27

3.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO _______________________________________ 27

3.2 BALANCE DE MATERIA ____________________________________________ 30

3.3 DISEÑO DE LOS EQUIPOS ___________________________________________ 32 3.3.1 Secador rotatorio __________________________________________________ 32 3.3.2 Extractor ________________________________________________________ 34 3.3.3 Evaporadores en la sección de extracción ______________________________ 35 3.3.4 Tanques de mezclado ______________________________________________ 37 3.3.6 Decantador ______________________________________________________ 40 3.3.7 Reactor __________________________________________________________ 41 3.3. 8 Intercambiador de calor ____________________________________________ 43 3.3.9 Bombas __________________________________________________________ 44 3.3.10 Tanques de almacenamiento ________________________________________ 44

3.4 ASPECTOS DE SEGURIDAD _________________________________________ 45 3.4.1 NORMAS ECOLOGICAS ___________________________________________ 45 3.4.2 MEDIDAS DE SEGURIDAD PARA TRABAJADORES ____________________ 45

3. 5 EVALUACIÓN ECONÓMICA DEL PROCESO _________________________ 46 3.5.1 Costo de equipo ___________________________________________________ 47 3.5.2 Capital de inversión ________________________________________________ 48 3.5.3 Costos de mano de obra ____________________________________________ 49 3.5.4 Costos de producción ______________________________________________ 49 3.5.5 Rentabilidad _____________________________________________________ 50

3.6 CONCLUSIONES ____________________________________________________ 51

3.7 BIBLIOGRAFÍA _____________________________________________________ 52

APÉNDICE A. BALANCE DE MATERIA __________________________________ 55

APÉNDICE B. CÁLCULOS DEL DISEÑO DE EQUIPOS _____________________ 61

APENDICE C. Determinación de la constante cinética, orden de reacción para la saponificación de ceras ___________________________________________________ 82

4

INTRODUCCIÓN México es el séptimo productor de azúcar a nivel mundial. Actualmente existen 58

ingenios distribuidos en 15 Estados de la República y cuya producción alcanza más de 5 millones de toneladas de azúcar por año. [1]

Sin embargo, la industria de la caña de azúcar en México enfrenta una crisis desde

hace varios años debido a la diversificación de nuevos productos, como los jarabes fructosados, mucho más baratos que el azúcar. En el comercio globalizado, los países con mayor tecnología tienen ventajas considerables sobre la producción y la capacidad de transformación de las materias primas. Por lo tanto, las ventajas comparativas derivadas del clima, la mano de obra barata o la diversidad biológica que puede ofrecer México, se desvanecen frente al desarrollo de nueva tecnología. [2]

El procesamiento de la caña de azúcar genera un conjunto de residuos como el bagazo, las vinazas y la cachaza. Los primeros dos han ido encontrando paulatinamente aplicaciones en otras industrias o procesos, sin embargo, la cachaza se emplea como fertilizante para los campos agrícolas. Tal uso es limitado por los costos de transporte y la capacidad de los suelos para aceptarla, por lo que la mayor parte de ésta queda a la intemperie provocando contaminación. Por tal motivo, es necesario encontrar una solución a gran escala para la revalorización de este desecho. Veracruz es la entidad que registra la mayor producción de azúcar y genera 18 millones de toneladas de cachaza por año. [3]

Se ha demostrado [4] que a partir de la cachaza se puede obtener cera con las características necesarias para competir en el mercado de la cera vegetal y ser utilizada en la industria farmacéutica y cosmética. Además, de la cera refinada se puede obtener una mezcla de alcoholes alifáticos primarios de alto peso molecular, conocida como policosanol. [5] El policosanol es constituido por ocho alcoholes alifáticos primarios de cadena larga, también llamados alcoholes grasos, dentro de los cuales su componente más abundante es el 1–octacosanol [CH3(CH2)26 CH2O14] seguido de 1-triacontanol y 1-hexacosanol, así como otros alcoholes en menor proporción (1-tetracosanol, 1-heptacosanol, 1-nonacosanol, 1-dotriacontanol y el 1-tetratriacontanol).[5]

Recientes investigaciones han comprobado que el policosanol tiene propiedades asociadas a la disminución de los niveles de colesterol-LDL y que le permiten ser utilizado como componente activo en formulaciones farmacéuticas para el control del colesterol. [6]

Bajo este contexto, se plantea la posibilidad de obtener de la caña otros productos diferentes al azúcar, específicamente con la explotación sustentable de los residuos que genera la industria azucarera para fabricar productos de alto valor agregado.

5

CAPITULO 1

1.1 JUSTIFICACION DEL PROYECTO

En los últimos 50 años, la industria azucarera mexicana ha sufrido grandes rezagos tecnológicos, que tienden a agravarse frente a la creciente competitividad y apertura de nuevos mercados. El desperdicio y la falta de tratamiento de los residuos industriales, aunado al deterioro agroecológico, la erosión de suelos y la quema de cañaverales, han impactado negativamente a esta industria.

Los desechos que esta industria genera son cuantiosos y derivan en problemas de

contaminación, por esta razón es necesario desarrollar procesos que permitan obtener productos a partir de dichos residuos, considerando aspectos ambientales y económicos. 1.2 OBJETIVOS

Objetivo general Diseñar una planta de extracción de cera proveniente de la cachaza de la caña de azúcar.

Objetivos particulares • Análisis de mercado

• Determinar la capacidad de producción de la planta

• Obtención de parámetros de diseño, mediante trabajo experimental

• Dimensionamiento de equipos de proceso

• Análisis de rentabilidad del proceso mediante un balance económico (TIR y TREMA).

6

1.3 GENERALIDADES

Las distintas variedades de caña de azúcar que hoy se cultivan en el mundo son especies del género Saccharum, de la familia de las gramíneas. El jugo de su tronco es la principal fuente de azúcar. Una vez cosechada la caña, es sometida a un proceso de preparación que consiste en romper o desfibrar las celdas de los tallos por medio de picadoras. Luego unas bandas transportadoras la conducen a los molinos, donde se realiza el proceso de extracción de la sacarosa. A partir de la molienda de la caña se obtiene el jugo con un pH aproximado de 5.2, éste jugo contiene impurezas por lo que es necesario someterlo a un proceso de clarificación, que consiste en añadir lechada de cal (Ca(OH)2) para elevar su pH con el objetivo de minimizar posibles pérdidas de sacarosa. La cal también ayuda a precipitar las impurezas orgánicas e inorgánicas que vienen en el jugo. En el clarificador o decantador, los sólidos (no azúcares) se precipitan en forma de lodo llamado cachaza y el jugo queda en la parte superior del tanque. La cantidad de cachaza representa de 15% a 20% del peso del jugo que entra al decantador. [7]

La cachaza contiene: 2-3% de cera cruda, 7% de arcillas e impurezas orgánicas, 15%

de bagacillo y azúcares disueltos, y aproximadamente 75% de humedad, todos estos porcentajes están dados en peso. [4]

La cachaza sirve como materia prima para obtener cera, pues cuando se muele la caña se desprende del 40 a 50% de ésta, pasando al jugo y formando parte de la materia suspendida. La cera liberada de resinas y aceites es un sólido duro que se funde en un intervalo de 76 a 79° C, su color varía entre verde intenso o pardo amarillento, sin embargo puede ser sometida a los procesos de refinación y blanqueo para mejorar sus propiedades y puede ser utilizada en la fabricación de productos semejantes a los obtenidos con la cera de candelilla. [8]

La cera de caña de azúcar esta constituida por: 35.5% de ácidos grasos y 60% de materia

no saponificable. Los ácidos comprenden 15% de ácidos volátiles, 15% de ácidos grasos solubles en carbonato de sodio y 70% de ácidos no volátiles, a su vez están constituidos por 22% de hidroxiácidos y 56% de ácidos grasos normales. Esto últimos contienen 5.8% de ácido oleico, 2% de ácido linoléico, 24.5% de ácidos de 14 a 24 átomos de carbono y 68.2 % de ácidos de 28 a 30 átomos de carbono. La materia no saponificable contiene 2.7% de hidrocarburos, 72.1% de alcoholes de los cuales la mayor parte es alcohol mirisílico y 17.1% de esteroles, de los cuales se ha aislado stigmaterol y sitosferol. [4]

La cera de caña es objeto de interés no solo por su utilización industrial, sino también por su composición química, debido a que se utiliza como materia prima para obtener policosanol, mezcla de alcoholes aislada y purificada a partir de la cera, que se utiliza como suplemento para reducir la hipercolesterolemia y para la prevención de la arteriosclerosis. [6]

La hipercolesterolemia consiste en la presencia de colesterol en la sangre por encima de los niveles considerados normales. El colesterol es una sustancia serosa que se puede encontrar en todo el cuerpo y ayuda en la producción de membranas celulares. El colesterol y otras grasas son transportados por la sangre en forma de partículas las cuales reciben el nombre de lipoproteínas, y estas pueden ser de baja o alta densidad. El hígado es quien produce la mayor cantidad de colesterol que hay en el cuerpo y la otra parte es la que tomamos en los alimentos que ingerimos. El colesterol de baja densidad (LDL) comúnmente conocido como el "colesterol malo", contribuye a la formación de placa en las arterias conocida como arteriosclerosis; mientras que el colesterol de alta densidad (HDL) conocido como "colesterol bueno", ayuda a eliminar el "colesterol malo" de la sangre, evitando de esta forma la acumulación de grasa y placa en las arterias. [9]

7

En México, de acuerdo con el INEGI, las enfermedades del corazón son una de las principales causas de muerte, cuatro de cada 10 adultos mayores padecen niveles elevados de colesterol y 80 % lo desconocen.

Se han realizado estudios sobre los efectos del policosanol en personas con hipercolesterolemia y se ha observado la normalización de los niveles de colesterol sin mostrar efectos secundarios como los que causan las drogas (estatinas). La dosis sugerida de policosanol es de 10 mg diarios. [10]

8

1.4 ESTUDIO DE MERCADO

1.4.1 Mercado de cera

En esta sección se presenta el estudio de mercado para la cera, los resultados permitieron determinar la capacidad de producción de la planta. Para determinar de la oferta y demanda de cera de caña, se tomó como referencia el mercado de cera de candelilla por su similitud físico-química. En la Tabla 1.1 se muestran algunas propiedades físicas de las ceras de caña de azúcar y de candelilla. Observamos que ambas se encuentran en rangos similares.

Tabla 1.1. Propiedades físicas de la cera de caña y la cera de candelilla

Determinación Caña de azúcar[4] Candelilla[11]

Índice de acidez 12-22 15-23 Índice de saponificación 43-65 75 Índice de Iodo 19-44 22-70 Densidad (100°C) 0.982-0.993 g/cm3 0.864 g/cm3 Punto de fusión 68-72°C 65-68 °C % de materia insaponificable

65-75 60

La cera cruda y refinada tiene múltiples usos en el mercado entre los que destacan:

� Recubrimiento de frutas � Betunes y emulsiones para pieles � Artículos para escritura y dibujo � Pulimentos de automóviles y pisos � Tintas, pinturas y lacas � Textiles � Cosméticos

Demanda

De la planta de candelilla se obtiene una cera que tiene numerosos usos industriales. Su demanda se ha mantenido más o menos estable, debido a las características de su composición química. Esta es la principal cera vegetal producida en el país (aproximadamente 99%) [12]. Existen diversos sectores de la industria que utilizan cera para la manufactura de sus productos, ya sea como materia prima o como insumo. La Tabla 1.2 muestra la cantidad de cera requerida para la producción del mercado representada por sector.

9

Tabla 1.2 Demanda de ceras en la industria mexicana (2003). Rama de la producción Cantidad Total

(Ton) Nacional

(Ton) Importadas

(ton) Cera para la preparación de fibras duras naturales

10 10 --

Cera para fabricación de hilos

515 386 129

Ceras para curtido y acabado de cuero y piel

107 107 --

Cera para la fabricación de bolsas de papel

51 51 --

Ceras para fabricación de cosméticos

1,453 363 1,090

Ceras para fabricación de tintas de impresión

32 15 17

Cera para fabricación de accesorios y artículos para escritura, pintura y dibujo

500 378

122

Ceras para la fabricación de productos químicos básicos orgánicos

3,959 2,031 1,928

Total 6,627 3,341 3,286

Fuente: Instituto Nacional de Estadística, Geografía e Informática

La demanda nacional de cera es aproximadamente 3,341 Toneladas, incluye ceras

vegetales, animales, sintéticas y derivadas del petróleo. De esta cantidad, se requieren aproximadamente 700 Toneladas de cera de candelilla.

10

Oferta México es el principal productor de cera de candelilla en el mundo y Coahuila es el estado líder, seguido por Zacatecas, Durango y Chihuahua. La venta de la cera tiene dos vías: las exportaciones que representan entre el 80% de la comercialización total y las ventas nacionales con 20%. De los países importadores destacan Estados Unidos con 36.6% de las ventas totales y principal comprador histórico; en segundo lugar se encuentra Japón con 31.20%, Alemania con 9.25% y el Reino Unido con 8.76%. [12]

La SEMARNAT reporta en su Anuario Estadístico de la Producción Forestal [13] la producción de cera de candelilla en el periodo 1989-2002.

Grafica 1.1 Producción de candelilla en el periodo 1989-2002.

La Grafica 1.1 muestra el comportamiento impredecible de la producción de cera, principalmente causado por la sobreexplotación de la planta de candelilla, pues el método tradicional de recolección origina la destrucción total de la planta, eliminando extensas zonas naturales, lo que trae como consecuencia la falta de materia prima para la obtención de cera. La producción anual promedio en este periodo fue de 1598 Ton, de las cuales el 80 % se destina al mercado de exportación, por lo que se ofrecen para el consumo nacional aproximadamente 320 Ton, esta cantidad es insuficiente para satisfacer la demanda creciente del producto. Si la cantidad demandada es mayor a la ofrecida, la cera faltante tiene que ser importada, lo que deja un campo de oportunidad muy importante para la cera de caña de azúcar, pues su producción es sustentable y para adquirirla no es necesario pagar un impuesto arancelario. De tal manera, se pretende sustituir el 100% del mercado de candelilla con una producción aproximada de 400 toneladas de cera de caña de azúcar.

0

1000

2000

3000

4000

5000

6000

1989 1991 1993 1995 1997 1999 2001

Ton

Año

11

Precios La tabla 1.3 incluye las características de las 4 principales empresas que producen cera de candelilla en el país.

Los precios de la cera de caña de azúcar estarán establecidos de acuerdo al precio de la cera de candelilla en México, debido a que será su principal competidor en el mercado.

Tabla 1.3 Precios de la cera Nombre del Productor

Localización Destino de los productos

Número de trabajadores

Productos Precio del producto al

cliente Multiceras S.A de C.V

Monterrey 21 países 26-50 Cera de candelilla Cera de

Carnauba Ceras sintéticas

Ceras preparadas Parafina

$ 50.00/Kg + IVA

Ceras Naturales del

Norte S.A de C.V

Coahuila México, Alemania, Bélgica,

España, E.U.A y Japón

26-50 Cera de candelilla

$ 36.00/Kg + IVA

Producción Natural

Mexicana S.A de C.V

Coahuila México, Alemania,

E.U.A, Italia y Japón

101 a 250 Cera de candelilla

$ 38.00/Kg + IVA

Ceras Universales S.A de C.V

Distrito Federal

México, E.U.A, Alemania y

Brasil

26-50 Cera de abeja, candelilla, carnauba y

ceras sintéticas

$ 38.00/Kg + IVA

12

1.4.2 Mercado de policosanol Para la producción de policosanol a nivel industrial, es necesario conocer su mercado potencial. Por tal motivo, se realizó un estudio de los mexicanos que padecen hipercolesterolemia, en base a este resultado se fundamenta la demanda del producto.

Demanda

La Encuesta Nacional de Salud y Nutrición 2005 (ENSANUT) reporta que en México, 18 millones de personas padecen hipercolesterolemia. La población que asiste a hospitales del sector privado ocupa el 56.4 %, mientras que los pacientes con el mismo diagnostico y que asisten a otras instituciones como IMSS, ISSSTE, SEDENA ocupan el 44.6% del total de la población con hipercolesterolemia. [14] Los 10 millones de personas que asisten al sector privado tiene la posibilidad económica de adquirir el policosanol, así como el 20% de la población que asiste a instituciones públicas. Por lo tanto se tiene un total de 12 millones de personas como mercado demandante.

Oferta La presentación en el mercado que se ofrece regularmente es en cajas de 20 ó 30

tabletas con una cantidad de 5 a 20 mg de policosanol (excipiente). Este producto no es elaborado en el país, de tal manera que se tiene el mercado libre para la producción de policosanol.

Precios En el mercado internacional solo se sabe de dos países que producen policosanol; Cuba (cera de caña) y Japón (arroz). Estos precios se utilizaran como referencia para establecer el precio de policosanol. En la tabla 1.4 se muestran el precio de policosanol por kilogramo.

Tabla 1.4 Precios de Policosanol como principio activo.

Producto Precio (USD) por Kg

País

Policosanol 1000 Cuba

Policosanol 1200 Japón

13

1.5 UBICACIÓN DE LA PLANTA

Para determinar la localización de la planta fue necesario establecer los criterios de transporte de materia prima y de producto terminado, los cuales representan un factor importante en el balance económico.

México es un productor de caña de azúcar con un total de 58 ingenios azucareros, por lo tanto existe la disposición de materia prima (cachaza). En la Tabla 1.5 se muestran los estados que cuentan con ingenios productores de azúcar, y que son los posibles proveedores de materia prima.

Tabla 1.5 Numero de ingenios cañeros por estado en México.

Estados productores Número de ingenios Veracruz 22

Jalisco 6 Oaxaca 4

San Luis Potosí 4

Michoacán 3 Tabasco 3 Sinaloa 3

Chiapas 2 Nayarit 2 Puebla 2

Tamaulipas 2

Morelos 2 Quintana Roo 1

Colima 1

Campeche 1 Fuente: Unión Nacional de Cañeros, AC.-CNPR 2006.

En la Tabla 1.5, se observa que en los Estados de Veracruz, Jalisco y Oaxaca se encuentra la mayor concentración de ingenios, por lo tanto, son los mayores productores de cachaza. Además de la materia prima, es necesario que el lugar en donde se ubicará la planta cubra una serie de necesidades como: servicios, transporte, clima, entre otras. La importancia de cada necesidad se determinó a través del método cualitativo denominado “por puntos”, este método consiste en asignar una puntuación a cada una de estas necesidades que se consideran para la localización de la planta. [15] La Tabla 1.6 presenta la puntuación para los Estados de Jalisco, Veracruz y Oaxaca.

14

Tabla 1.6 Datos de ponderación para el Estado donde se ubicará la planta.

Veracruz Jalisco Oaxaca

Puntuación Calificación Puntos Totales

Calificación Puntos Totales

Calificación Puntos Totales

Demanda 0.10 9 0.90 9 0.90 8 0.80

Materia Prima

0.35 9 3.15 7 2.45 6 2.10

Servicios 0.10 9 0.90 9 0.90 8 0.80

Transporte 0.15 9 1.35 8 1.20 6 0.90

Normas ambientales

0.15 8 1.20 9 1.35 8 1.20

Clima 0.15 9 1.35 8 1.20 8 1.20

Total 1.00 8.85 8 7

Con base a los resultados obtenidos en la Tabla 1.6, se eligió el Estado de Veracruz, con una puntuación 8.85 según la escala establecida. Veracruz cuenta con excelentes vías de comunicación, infraestructura y servicios.

Una vez elegido el estado, se realizó la evaluación para determinar la ciudad en la que se ubicara la planta, utilizando los mismos criterios para la elección del Estado. Veracruz se encuentra dividido en tres zonas (Centro, Sur y Norte) como se muestra en la Figura 1.1

Figura 1.1. Estado de Veracruz

15

Tabla 1.7 Determinación de la zona de ubicación de planta en el estado de Veracruz.

Zona Norte Zona Centro Zona Sur

Puntuación Calificación Puntos Totales

Calificación Puntos Totales

Calificación Puntos Totales

Materia Prima

0.50 8 4.00 9 4.50 6 3.5

Servicios 0.20 9 1.80 9 1.80 8 1.60

Normas ambientales

0.20 8 1.60 9 1.80 8 1.60

Clima 0.10 8 0.80 8 0.80 9 0.9

Total 1.00 8.20 8.90 7.60

La calificación más alta (8.90), permitió ubicar la planta en la zona Centro de

Veracruz. En esta zona se encuentra la cuidad de Córdoba, ciudad que colinda con la mayor cantidad de municipios donde existen ingenios instalados, además, se encuentra comunicada con el Distrito Federal y el puerto de Veracruz por autopistas y carreteras libres, ciudades donde adquirirán los solventes e insumos para la operación de la planta. El ingenio más cercano a Córdoba es San Miguelito, que produce 97,453 toneladas de cachaza anualmente. Este ingenio fue seleccionado como el proveedor de materia prima (cachaza) debido a su cercanía, que influye en los costos de transporte, y a la cantidad de cachaza que genera.

1.6 CONCLUSIONES

• El análisis de oferta-demanda de ambos productos da como resultado una producción de 400 toneladas de cera y una producción de policosanol de 87.6 toneladas.

• Mediante el método por puntos se eligió la zona Centro del Estado de Veracruz,

específicamente la cuidad de Córdoba, por las ventajas ya mencionadas.

• Se eligió el Ingenio de San Miguelito, que genera 97, 453 toneladas de cachaza por periodo de zafra, cantidad que cubre los requerimientos para la producción de cera.

16

CAPITULO 2

2.1 ANTECEDENTES Diversos métodos han sido propuestos para la recuperación de la cera de caña a partir de la cachaza, a continuación se describen los más importantes.

2.1.1 Extracción de cera

En 1916 la firma inglesa Rose Dows and Thomson, propuso el proceso de Merz, que consiste en la extracción sucesiva de la fracción aceitosa y de la cera dura presentes en la cachaza. Para extraer la fracción grasa se utiliza heptano entre 15 - 20º C, posteriormente el solvente es calentado a 105° C para extraer la fracción de cera dura. La ventaja de este proceso es que el mismo solvente es usado en la extracción de ambas fracciones, la posible desventaja es el secado de la cachaza. [4]

Posteriormente, en 1940 Sweenson patentó un proceso para la extracción de la cera cruda contenida en la cachaza húmeda utilizando una columna de platos perforados. Una serie de brazos unidos a un eje central producen agitación en el interior de la columna. Una corriente de heptano a 100-110 °C entra por la parte inferior, fluye hacia arriba y sale por la parte superior de la columna en forma de solución de cera-heptano. Posteriormente pasa a un sistema de recuperación. La desventaja es el esquema de contacto debido a que el agua obstaculiza la extracción. [4]

En 1995, Wohlfahrt L, et al, presentaron un procedimiento para la obtención y refinación industrial de cera a partir de la cachaza seca. La extracción se realiza en un extractor de percolación utilizando solventes alifáticos como n-hexano y n-heptano. El proceso se realiza a una temperatura menor que la temperatura de ebullición del solvente, manteniendo una relación másica de 1:5 (cachaza:solvente). Las fracciones de cera se precipitan mediante el enfriamiento escalonado del extracto y el solvente con residuos se recircula al proceso. [16]

En el 2006, Orjuela presentó un proyecto para la extracción de cera a partir de la

cachaza y al realizar la caracterización fisicoquímica, encontró que su composición química es muy similar a la de la cera de candelilla. [17]

2.1.2 Refinación de la cera

Sweenson (1940) realizó estudios para la refinación de cera cruda por fraccionamiento

con acetona. El método empleado para la refinación esta basado en el proceso para eliminar la parafina de los aceites lubricantes producidos del petróleo, diferenciándose del mismo debido a que en la refinación de la cera de caña es necesario eliminar una fracción resinosa, además del aceite, llevándose a cabo en las siguientes etapas.[4]

♦ Eliminación de la fracción aceitosa soluble en acetona, a 25º C. ♦ Eliminación de la fracción resinosa insoluble en acetona, a 90 – 100º C.

Entre los años 1970-1980 Cuba fue uno de los países que incursionaron en la refinación de cera cruda en forma experimental, utilizando como solvente de refinación etanol con el que se obtenía cera refinada, aceite y resina.

17

En el año 2000, Díaz y Fernández realizaron la refinación de cera cruda. El proceso de

separación se realizó en base a la diferencia de solubilidad de estas fracciones en etanol a diferentes temperaturas. La cera cruda fundida se mezcla con etanol frío para separar el aceite, después la cera desengrasada se mezcla con etanol a 80°C, obteniéndose en el extracto la fase rica en cera y en el refinado la fracción rica en resina.

2.1.3 Obtención de alcoholes

El policosanol obtenido a partir de la cera de caña de azúcar ha sido estudiado por diversos autores con el objetivo de conocer su composición y características. En la mayoría de los casos estos compuestos son obtenidos por saponificación. Horn y Martic (1957) formularon un método para la obtención de alcoholes grasos a partir de la cera cuticular de la caña de azúcar, el cual consiste en la saponificación homogénea con hidróxido de potasio en medio alcohólico, seguido de una esterificación del material insaponificable y posteriormente una destilación. [18]

En otro trabajo, Lamberton (1965) [19] propone un proceso de saponificación similar al

anterior para la síntesis de los alcoholes, en el cual se desarrollo una separación por cromatografía de columna sobre alúmina, obteniendo 3 fracciones: una minoritaria de hidrocarburos, otra de compuestos carboxílicos y carbonílicos conjugados y una tercera fracción con los alcoholes.

Martínez y Castro (2002) [5], realizaron una caracterización de los compuestos que se

encuentran en la cera obtenida de la cachaza de caña de azúcar. Los alcoholes alifáticos de cadena larga y los ácidos grasos se obtuvieron por saponificación de la cera cruda utilizando NaOH en 25% (vol.) de exceso y etanol al 95%. La cantidad de NaOH se calculó con respecto al índice de saponificación. Al término de la reacción se realizó una purificación de la mezcla saponificada mediante filtraciones a presión reducida y secado a 50° C. De ésta metodología se tuvo como resultado un útil procedimiento para aprovechar la cachaza como fuente alcoholes de alto peso molecular, ácidos grasos y fitoesteroles. Conclusiones A partir de la literatura revisada se puede concluir:

� Para la extracción de cera se recomienda el uso de solventes orgánicos no polares tales como hexano y heptano a temperaturas entre 100° y 110° C.

� Para refinar la cera cruda se pueden emplear diferentes solventes orgánicos

principalmente acetona y etanol.

� Por último, en la obtención de alcoholes alifáticos se concluye que es necesaria una reacción de saponificación con un hidróxido alcalino para la formación de los alcoholes.

18

2.2 OBJETIVOS EXPERIMENTALES

� Evaluar experimentalmente dos sistemas de extracción con solventes para la obtención de cera proveniente de cachaza de caña de azúcar.

� Determinación de los parámetros de extracción. � Refinación de cera para separar aceite y resina.

� Obtención de alcoholes alifáticos primarios (policosanol) a partir de la cera

refinada.

2. 3 MÉTODO EXPERIMENTAL

La etapa experimental se dividió en dos secciones. La primera correspondiente a la extracción de cera de la cachaza con la finalidad de determinar el sistema de extracción y los parámetros de operación de dicho sistema, subdividiéndose en la refinación de la cera obtenida. La segunda parte, está referida a la obtención y purificación de la mezcla de alcoholes alifáticos.

2.3.1 Extracción de cera

Elección del equipo Para la extracción de cera de la cachaza se evaluaron dos sistemas, una configuración

de tanque agitado tipo batch y un sistema tipo soxhlet. En ambos equipos se utilizó la misma relación en peso de 1:5 cachaza-solvente para determinar la cantidad de cera extraída en cada sistema.

Selección del solvente de extracción Se probaron tres solventes orgánicos no polares: n-heptano (OmniSolv, 99.97%),

hexano (J.T.Baker, 100%) y una mezcla heptano-tolueno (50% en peso) (J.T. Baker, 99.9%). Cada uno se evaluó en los sistemas mencionados anteriormente.

Relación cachaza: solvente La determinación de la relación cachaza: solvente se realizó con el fin de obtener el

máximo rendimiento de extracción (g de cera/g de cachaza seca). Esto se logró manteniendo fijo el volumen del solvente y a su vez variando la cantidad de cachaza colocada en el equipo. Se propuso este orden debido a limitantes de operación del equipo soxhlet, ya que es necesario un volumen de 240 mL de solvente para comenzar los ciclos. Las relaciones de cachaza: solvente en términos másicos fueron 1:4, 1:5, 1:6, 1:7 y 1: 8.

19

Ciclos (Recirculaciones) Se determinó el número de recirculaciones que debe tener el solvente sobre la cachaza

para obtener el grado de extracción de cada recirculación. La temperatura del solvente se mantuvo entre 90 y 95 º C. El número de recirculaciones analizadas fueron: 4, 5, 6, 7, y 8.

Recuperación de la cera a partir de solvente

La recuperación de la cera disuelta en el solvente se realizó por destilación simple, utilizando rotavapor Heidolph WB 2000. La temperatura del baño se mantuvo entre 68° y 78° C a 70 rpm.

Caracterización de la cera de cachaza Para la caracterización de la cera se utilizaron los siguientes equipos: un espectrómetro de

infrarrojo Spectrum GX, un fusiómetro Fisher-Johns con graduación de 20° a 300° C y un viscosímetro de Ostwald.

2.3.2 Refinación de la cera

Para refinar la cera se emplearon tres solventes: acetona (J.T. Baker, 99.5%), alcohol etílico anhidro (J.T Baker, 99.9%) e isopropanol (J.T. Baker, 99%). La cera se puso en contacto con el solvente en una relación másica de 1:5 (cera:solvente) con agitación constante durante 1 hora, al término de este tiempo se filtró con papel filtro Nº 42 bajo presión reducida. Los aceites se encuentran en la parte acuosa. El sólido recuperado se sometió a calentamiento a una temperatura de 90° C y agitación vigorosa con el mismo solvente durante una hora para separar la fracción resinosa. Posteriormente se filtró en caliente, el sólido recuperado es la cera refinada.

2.3.3 Obtención de alcoholes

Una muestra de 10g de cera fue disuelta en 100 mL de una mezcla etanol-agua 50% (vol.). El índice de saponificación reportado tiene un valor de 73 es decir, 73 mg de base/g de cera cruda. El medio básico para esta reacción se preparó con NaOH (98.9%) a 25% en exceso (wt). La reacción se efectúa a una temperatura no mayor a los 70 ° C, con agitación constante durante 1.5 horas. Transcurrido el tiempo de reacción, la solución se filtró sin dejar enfriar bajo presión reducida, el filtrado fue lavado con 50mL de etanol a su temperatura de ebullición. Cuando el filtrado alcanzó la temperatura ambiente se precipitó un sólido que se separó nuevamente bajo presión reducida.

2.3.4 Purificación de alcoholes alifáticos

La partículas sólidas recolectadas en el papel filtro contienen los alcoholes alifáticos al igual que sales de ácidos grasos y fitoesteroles. La purificación del material sólido obtenido se realizó utilizando acetona como solvente (100mL) en reflujo durante cinco minutos. La solución resultante se filtró en caliente. Cuando se alcanzó la temperatura ambiente, se filtró nuevamente bajo presión reducida y se purificó lavando con etanol al 95%. Los sólidos acumulados en el papel filtro fueron secados en un horno a 50° C.

20

2.4 RESULTADOS Y DISCUSIÓN

A continuación se presentan los resultados de las extracciones que se realizaron en los dos diferentes sistemas. Ambos sistemas se evaluaron con cada uno de los distintos solventes propuestos. En la Tabla 2.1 se resumen los resultados para la selección de equipo y solvente. Los parámetros relevantes para esta elección son: la recuperación del solvente y el rendimiento, el cual se define de la siguiente manera.

100cachaza de g

cera de goRendimient % ×= (2.1)

Tabla 2.1 Selección de equipo y solvente

Solvente Equipo Punto de ebullición de solvente (º C)

% rendimiento

% recuperación de solvente

n-heptano tanque agitado

98 3.61 81.29

n-heptano/ tolueno

tanque agitado

tolueno 110.8

n-heptano 98

3.63 72.52

hexano tanque agitado

69 1.30 20

n-heptano soxhlet 98 8.39 83.3 n-heptano/ tolueno

soxhlet tolueno 110.8

n-heptano 98

6.06 76.905

hexano soxhlet 69 5.51 70.41

A partir del análisis de los datos presentados en la Tabla 2.1 se eligió el equipo soxhlet dado que presentó mayor rendimiento en la extracción, con un 8.39% de cera comparado con el 3.61% del tanque agitado. Estos experimentos se realizaron en las mismas condiciones que lo reportado en la literatura, donde se obtiene entre 10-13% de rendimiento. Por otro lado, se elige al n-heptano como solvente de extracción por que el porcentaje de recuperación es mayor que el de los otros solventes utilizados.

2.4.1 Determinación de la relación cachaza-solvente y número de recirculaciones para la extracción de ceras

Los resultados demuestran que la relación cachaza: solvente que satisface los objetivos planteados es la relación 1:5, como se puede observar en la Gráfica 2.1. La cantidad de cera obtenida con esta relación es 1% menor en comparación a la relación 1:6, a pesar de este resultado decidió optar por la relación 1:5, ya que conforme se aumenta la cantidad de cachaza la diferencia de cera obtenida fue mínima (0.01g); esto se puede atribuir a que la cachaza y el solvente alcanzan un equilibrio y ya no es posible seguir extrayendo mas cera.

21

Gráfico 2.1 Determinación de la relación cachaza-solvente en un sistema tipo soxhlet con n-heptano a 95°C.

Para definir el número de ciclos en el equipo se cuantificó la cantidad de cera extraída con diferente número de recirculaciones, en la Gráfica 2.2 se observa que a partir de 5 recirculaciones la cantidad de cera obtenida se puede considerar constante, es por esto que un mayor numero de reflujos ya no son relevantes para la extracción, además de un mayor número de ciclos implica mayor gasto de energía.

Gráfico 2. 2 Determinación de numero de recirculaciones con un relación 1:5 en un sistema tipo soxhlet, a 95° C.

2.4.2 Caracterización de la cera

Como parte de la caracterización de la cera es necesario realizar algunas pruebas que la definan como tal. A continuación se muestran los resultados del análisis de la cera cruda.

5.2823

6.1976

7.1926 7.1819 7.1695

0.000

1.000

2.000

3.000

4.000

5.000

6.000

7.000

8.000

1.4 1.5 1.6 1.7 1.8

±0.0018

±0.0016

±0.0013 ±0.0013 ±0.0013

% R

endi

mie

nto

67.5680±0.0001

74.0084±0.0001

74.2435±0.0001

74.4786±0.0001

75.3731±0.0001

62

64

66

68

70

72

74

76

% ceraobtenida

4 5 6 7 8recirulaciones

22

Tabla 2.2 Caracterización de cera cruda

Los datos de la Tabla 2.2 muestran que el producto obtenido es cera de cachaza de caña

de azúcar, ya que los valores se encuentran dentro del rango reportado por la literatura [4].

2.4.3 Resultados de refinación de la cera

La relación cera-solvente en todos los casos fue 1:5. Los resultados se muestran en la tabla 2.3; donde se puede observar que la acetona es el solvente con el se obtuvo un mayor rendimiento en comparación con los otros solventes; con la definición de rendimiento ya antes dada (ecuación 2.1).

Tabla 2.3 Refinación de cera.

Solvente Cera cruda (g)

Cera refinada (g)

Tebullición de solvente (ºC)

% Rendimiento

de cera

Punto de fusión de cera refinada (ºC)

etanol 2 0.9102 79 45.5144 77 isopropanol 2 0.4069 83 20.3456 78

acetona 2 1.0880 56 54.4031 78 En la tabla 2.3 se observa que los puntos de fusión son característicos de la cera

refinada; el rango reportado en la literatura es de 77-79° C, por lo que podemos decir que el producto obtenido es cera refinada. Con este resultado, notamos que los tres solventes son útiles para la refinación de cera cruda, pero la acetona permitió obtener un rendimiento mayor que con los otros dos solventes.

Características Experimental Literatura Viscosidad (cp) 42.2 42

Punto de fusión (ºC) 68 68-65 Espectrometría (cm-1) 1300-1400 1100-1400

23

2.4.4 Espectrometría de cera cruda y refinada

Uno de los métodos que se realizaron para la caracterización de la cera cruda y la cera refinada fue la espectrometría de infrarrojo; la cera de candelilla se tomó como muestra patrón ya que se encuentra reportado (Orjuela 2006) que poseen una estructura química muy similar. En el gráfico 2.3 se muestran los espectros de la cera de candelilla, la cera cruda y la cera refinada de caña de azúcar. Observamos algunos de los grupos funcionales que caracterizan a las ceras, los compuestos aromáticos se localizan en el rango de 675 – 870 cm-1, entre 2850-2690 cm-1 esta la presencia de enlaces carbono-hidrógeno (hidrocarburos), de 1690 -1760 cm-

1 se encuentran las bandas de compuestos carboxílicos, los alcoholes están ubicados en el rango de 3200-3600 cm-1 y finalmente los ésteres se localizan de 1200-1400cm-1, los alcoholes alifáticos están contenidos dentro de estas moléculas.

Grafico 2.3. Comparación entre cera de caña cruda, refinada y cera de candelilla.

En el Gráfico 2.3 se demuestra que la cera de caña y la cera de candelilla son similares

en su composición química.

2.4.5 Obtención de policosanol

La obtención de alcoholes alifáticos de la cera saponificada se realizó mediante una reacción de saponificación. Se efectúo a una temperatura de 70º C, manteniendo agitación constante. La reacción propuesta es la siguiente:

30

40

50

60

70

80

90

100

110

400 900 1400 1900 2400 2900 3400 3900

cm-1

CERA CRUDA

CERA REFINADA

CERA DE CANDELILLA

C-H

2914 cm-1

OH3344 cm-1

C-O

1450 cm-1

C=O

1732 cm-1

C-H2

715 cm-1

% Transmitancia

El tiempo requerido para la reacción se determinó monit

las bandas de ésteres (2700-3000cm1). En los gráficos subsecuentes se observa el transcurso de la reacción. Las muestras se tomaron cada 20 minutos.

En la Gráfica 2.4 respectivamente. En la muestra 2 se logra observar la aparición de los grupos OH.

El tiempo requerido para la reacción se determinó monitoreando la desaparición de 3000cm-1) y la aparición de las bandas del grupo OH (3300 cm

). En los gráficos subsecuentes se observa el transcurso de la reacción. Las muestras se

Grafico 2.4. Muestra 1 y 2.

se observan las muestras obtenidas al minuto 20 y 40 respectivamente. En la muestra 2 se logra observar la aparición de los grupos OH.

24

oreando la desaparición de ) y la aparición de las bandas del grupo OH (3300 cm-

). En los gráficos subsecuentes se observa el transcurso de la reacción. Las muestras se

se observan las muestras obtenidas al minuto 20 y 40 respectivamente. En la muestra 2 se logra observar la aparición de los grupos OH.

25

Grafico 2.5 Muestra 3, 4 y 5.

En el Grafico 2.5 observamos que en la muestra 5 se presenta una mayor desaparición

de los ésteres en comparación con todas las muestras anteriores y el crecimiento evidente de la banda de los alcoholes. El tiempo de reacción necesario es de 1.5 horas.

El siguiente paso después de la reacción fue el de la purificación del producto. Al finalizar el proceso de purificación y secado del sólido obtenido se detectó la presencia de cristales cuyas características físicas son las de un sólido blanco amorfo, estas características concuerdan con lo reportado en la literatura ya que el policosanol tiene este aspecto, sin embargo, debido a las limitaciones que se tuvieron con la materia prima no se puede afirmar con certeza que el producto resultante es un alcohol alifático de alto peso molecular.

26

2. 5 CONCLUSIONES EXPERIMENTALES Los resultados obtenidos permiten formular las siguientes conclusiones:

• Se logró la extracción de cera a partir de la cachaza con un rendimiento del 8.39%.

• Del análisis de los sistemas de extracción se eligió el equipo soxhlet ya que este presentó mejores resultados para la obtención de cera.

• Se eligió el n-heptano como solvente, en una relación cachaza: solvente 1:5 y 5

sifoneos en el equipo.

• El solvente con mejores resultados para la refinación de cera es la acetona.

• Se determinaron los parámetros de reacción, sin embargo, la purificación del policosanol requiere de una técnica más especializada.

27

CAPITULO 3

En este capitulo se describe el diseño de los equipos de proceso, así como la evaluación de rentabilidad del proyecto.

3.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO

A continuación se describe el proceso a nivel industrial, el cual esta dividido en tres secciones: extracción de cera, refinación de cera y obtención de policosanol. También se presenta el diseño de los equipos que conforman el proceso, siguiendo una configuración por lotes. 3.1.1 Extracción de cera La cachaza debe ser alimentada al extractor con un contenido de humedad aproximado del 1%, por lo que la primera fase del proceso es una operación de secado. La humedad se elimina de la cachaza con aire caliente a 120°C en un secador rotatorio. Al término del secado se transporta por canjilones al sistema de extracción (L1-L3). En el sistema se introduce también el solvente a una temperatura de 96º C, el tiempo de extracción fue de 30 minutos. Al término de esta operación, la solución solvente-cera se bombea a un sistema de evaporación en el cual se recupera el heptano (E1-E3). La cera cruda que sale del último evaporador es enviada al proceso de refinación. 3.1.2 Refinación

La cera cruda es mezclada durante una hora a 25º C en un tanque (M1) con acetona, esta operación permite eliminar la fracción aceitosa de la cera. Posteriormente, la suspensión formada es separada con un filtro (F1) en el que se retiene la cera sólida, los aceites mezclados con la acetona se separan nuevamente con un evaporador (E4).

La cera libre de aceites es alimentada a un segundo tanque de mezclado (M2), que opera a 90ºC y 3 atm de presión, durante una hora. En esta etapa la cera se solubiliza en acetona. Transcurrido este tiempo, la mezcla es separada en un decantador (D1), donde la resina se deposita en el fondo y la cera queda en solución. La solución se bombea a un evaporador (E5) para separar la cera contenida en la acetona. Los productos finales de esta etapa son: aceite, resina y cera refinada.

3.1.3 Obtención de Policosanol

Una vez obtenida la cera refinada, 47% se destina como producto final; el 53% restante se utiliza para obtener policosanol. La mezcla de alcoholes alifáticos se obtiene mediante una reacción de saponificación que se lleva a cabo en un reactor por lotes (R1). El tiempo de reacción es de 1.5 horas a 70°C y 1atm. Al final de la reacción se filtra la mezcla (F2). La reacción tendrá dos productos, la parte insaponificable, donde están disueltos los alcoholes de alto peso molecular y la materia saponificada sólida que puede ser utilizada como materia prima para productos de limpieza.

28

La figura 3.1 muestra la distribución de la planta de extracción de ceras.

En Tabla 3.1 se describe la nomenclatura del diagrama de proceso, mismo que se

muestra en la Figura 3.2. La nomenclatura utilizada se estableció tomando la inicial del nombre de cada equipo

y su número dentro de todo el proceso.

Tabla 3.1 Nomenclatura de diagrama de proceso

Equipo Nomenclatura

BOMBAS B1-B5 CONDENSADORES K1-K3 DECANTADOR D-1 EVAPORADORES E1-E5 EXTRACTORES L1-L3 FILTROS F1,F2 MEZCLADORES M1,M2 REACTOR R-1 TANQUES DE ALMACENAMIENTO T1,T2 VÁLVULAS V1-V4 INTERCAMBIADORES I-1, I-2, I-3

29

Figura 3.2 Diagrama global del proceso.

30

3.2 BALANCE DE MATERIA

A continuación se presentan el balance de materia (en Kg) de cada unidad del proceso, este balance se realizó tomando como base un lote de producción, al día se procesan 24 lotes. El balance de masa se encuentra agrupado en las mismas tres secciones en las que se divide el proceso. Cada equipo se simuló en una caja negra con entradas y salidas, los cálculos se presentan a detalle en el Apéndice A. Balance de materia en extractor L-1

Balance de materia por componentes en L-1 Balance de cachaza:

C1+C2-C3-C4=0 00.070.43100.070.43100.0 =−−+

Balance para n-heptano. C1+C2-C3-C4=0

00.060.23840.215600.000.2396 =−−+ Balance para cera:

C1+C2-C3-C4=0 00.000.093.4793.4700.0 =−−+

Balance global de materia en L-1

C1+C2-C3-C4=0 00.030.67133.220463.47900.2396 =−−+

La tabla 3.2 corresponde a los balances en la extracción de cera cruda y a la recuperación del solvente empleado en esta sección.

Tabla 3.2 Balance de materia para la obtención de cera cruda

Materia C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 C8 C9 Cachaza 0 431.70 0 431.70 0 0 0 0 0

Cera Cruda

47.93 47.93 0 0 47.45 0.48 46.97 0.48 0.96

Heptano 2396.00 0 2156.40 218.04 21.56 2134.84 0.21 21.35 2156.19 C= Corriente

31

Los datos del balance de materia para la etapa de refinación se muestran en la tabla 3.3.

Tabla 3.3 Balance de materia para la refinación de cera

Materia C10 C11 C12 C13 C14 C15 C16 C17 C18 C19 C 20 C21 Cera Refinada

0 19.97 0 0 0 22.11 0 22.11 21.66 0.45 21.44 0.22

Cera con Resinas

0 0 1.42 1.40 0.02 26.85 0 0 0 0 0 0

Resina 0 8.30 0 0 0 4.73 0 4.73 0.1 4.63 0.05 0.05 Aceite 0 18.70 17.75 0.15 17.60 0.95 0 0 0 0 0 0 Acetona 234.81 234.81 223.06 220.83 2.23 11.75 127.25 139 136.22 2.78 2.37 133.85

C= Corriente

La tercera parte del proceso corresponde a la reacción de saponificación de la cera refinada, los alcoholes de alto peso molecular se encuentran disueltos en la parte insaponificable. El balance se muestra en la tabla 3.4.

Tabla 3.4 Balance de materia para la obtención de policosanol.

Sustancia C22 C24 C25

Cera refinada 12.05 10.53 Hidróxido de sodio 0.879 0.716 Policosanol (Octacosanol, heptacosano, hexacosanol)

0.988*

Materia saponificada 0.678

*Nota: el Policosanol no esta aislado.

32

3.3 DISEÑO DE LOS EQUIPOS

En esta sección se detalla el diseño de los equipos mayores, sólo se describen aquellos que están relacionados con las operaciones unitarias determinantes para el proceso, tales como secado, evaporación, mezclado, reacción. Los criterios y cálculos para el diseño se anexan en el apéndice B.

3.3.1 Secador rotatorio

La cachaza contiene un porcentaje de humedad del 75%, que es necesario reducir antes de ser enviada al extractor. Para el diseño del equipo se tomó en consideración las características físicas de la cachaza tales como: humedad, densidad, diámetro promedio de partícula, etc. El equipo se mantiene en constante movimiento de rotación, cuenta con una serie de aspas internas que permiten la homogeneidad del producto. La humedad del sólido se elimina con un flujo de aire a una temperatura de 120°C, el aire es calentado en un intercambiador con una corriente de vapor de agua. La transferencia de calor en el secador es por convección. El equipo esta fabricado de acero al carbón y se muestra en la Figura 3.3

Figura 3.3 Secador rotatorio

33

En la tabla 3.5 se presenta el gasto de energía requerido para calentar la corriente de aire.

Tabla 3.5 Requerimiento de energía para el intercambiador Característica Unidades

Q 5304.66 KW Fvap 0.43 Kg/min HA 0.50 J/Kg Gs 7.90 Ton/min

Gs= Aire Fvap= Vapor de Agua En la tabla 3.6 se presentan las dimensiones del secador rotatorio.

Tabla 3.6 Características de secador de cachaza.

Característica Unidades Longitud 18.50 m Diámetro 3.50 m Aspas por circulo 11 --- Numero de círculos 30 --- Espacio entre aspas 0.60 m Espesor 0.0003 m

34

3.3.2 Extractor

Para lograr una configuración semicontinua, tres extractores en serie funcionan alternadamente, es decir, mientras uno de ellos opera, el otro carga y el tercero descarga. El tiempo de contacto requerido para llevar a cabo la separación fue de 30 minutos y se estableció de acuerdo a los resultados experimentales (capítulo 2). Cada columna de extracción tiene un volumen nominal de 4.3m3 y un sobre diseño del 25%.

. Tabla 3.7 Dimensiones de extractor

Característica Símbolo Unidades Número de extractores --- 3 --- Volumen V 5.7 m3

Diámetro D 1.5 m Altura H 3 m

El material de construcción es acero vidriado recubierto internamente por material cerámico, con el fin de evitar la corrosión.

Figura 3.4 Diagrama de columna de extracción

35

3.3.3 Evaporadores en la sección de extracción

En esta etapa se requieren tres evaporadores de efecto simple para separar la mezcla cera-heptano proveniente de la columna de extracción, el fluido de calentamiento es vapor de agua a 120°C; el diseño de estos equipos se realizó conforme al modelo de evaporadores de película descendente de tubos verticales y coraza, con un sobre diseño del 25% en el volumen.

Figura 3.5 Evaporador de película descendente de tubos verticales.

Los evaporadores E-1 y E-2 operan alternadamente a una presión de 1.4 atm. La

temperatura de alimentación de la solución de cera-heptano es de 90°C. La cera tiene una temperatura de salida de 110º C.

La cera proveniente de estos evaporadores contiene 31.25% de heptano, por tal motivo, es enviada a el evaporador E-3 para eliminar esta cantidad de solvente. El equipo opera a una presión de 1.6atm.

En la tabla 3.8 se muestran las dimensiones para los evaporadores que se utilizan en la sección de extracción de cera:

36

Tabla 3.8. Dimensiones de los evaporadores en la sección de extracción. Característica Símbolo E-1 y E-2 E-3 Unidades

Volumen V 79.78 2.05 m3

Área de transferencia At 36.37 2.60 m2

Calor Q 400 5.20 KW

Número de tubos Nt 23 13 - - -

Diámetro de los tubos do 0.10 0.051 m

Diámetro del evaporador

D 3.44 1.01 m

Longitud del evaporador

L 6.88 2.03 m

Diámetro de la coraza Dc 2.02 0.59 m

Longitud de la coraza Lc 5 1.2 m

37

3.3.4 Tanques de mezclado

Para la refinación de la cera cruda se utilizan dos tanques de mezclado, en el primer tanque se separa la fracción aceitosa de la cera utilizando como solvente acetona a 25º C, temperatura a la cual únicamente se solubilizan los aceites. El segundo tanque opera a una temperatura de 90º C y a una presión de 3 atm, presión suficiente para mantener la acetona en estado líquido, a esta temperatura las resinas son insolubles en acetona caliente por lo que la cera permanece en solución con dicho solvente. El mezclador M-2 está aislado para evitar pérdidas de calor. El tiempo de operación en ambos tanques es de 1 hora.

Tabla3.9 Propiedades físicas de los componentes en la refinación

T (25ºC) T( 90ºC) ρ (Kg/m3) µ (cP) Ρ (kg/m3) µ (cP) Acetona 784.58 0.313 277 0.165

Cera 993.14 80 864.99 42.20 Los factores para calcular las dimensiones del tanque se describen a continuación [26]:

1=TD

H

; 4.0=

TD

Da

; 1=

Da

E

; 5

1=Da

W

; 12

1=TD

J

Figura 3.6 Esquema de tanque agitado.

38

El volumen total de los tanques cilíndricos se define como:

4

2hDV Tπ= (ec.3.1)

En un tanque cilíndrico vertical la altura deberá ser 2 veces mayor que el diámetro (h=2d). A partir de la ecuación 3.1 se calcula el diámetro del tanque:

32

πV

DT = (ec.3.2)

Con estos datos se determinan las dimensiones y potencia de la turbina dentro del tanque:

Tabla 3.10 Dimensiones de mezcladores e impulsor para agitación.

Característica Símbolo M-1 M-2 Unidades Altura del impulsor E 0.27 0.30 m Ancho de propelas W 0.055 0.06 m Diámetro del tanque DT

0.68 0.75 m Diámetro del impulsor Da

0.27 0.30 m Altura del líquido H 0.68 0.75 m Ancho de deflectores J 0.05 0.06 m Velocidad de impulsor N 84.38 113.20 rpm Potencia del impulsor P 3.85 (5.23) 7.97 (10.83) KW (HP)

39

3.3.5 Evaporadores en la sección de refinación

Los evaporadores E-4 y E-5 están ubicados en la sección de refinación de la cera cruda. El evaporador E-4 separa la solución aceite-acetona que proviene del filtro F-1. Este equipo opera a una presión de 1.6atm.

La corriente que sale del decantador D-1 (solución de acetona-cera refinada) es alimentada al evaporador E-5 para ser separada, la presión de operación es de 2.79atm. El fluido de calentamiento para ambos evaporadores es vapor de agua. Las cantidades alimentadas en estos equipos se especifican en el balance de materia. En la tabla 3.11 se muestran las dimensiones de los evaporadores:

Tabla 3.11 Dimensiones de los evaporadores en la sección de refinación

Característica Símbolo E-4 E-5 Unidades Volumen V 0.93 0.72 m3

Área de transferencia At 1.43 1.24 m2

Calor transferido Q 78.68 40.81 KW Número de tubos Nt 10 9 - - -

Diámetro de los tubos do 0.05 0.05 m Diámetro del evaporador D 0.78 0.72 m Longitud del evaporador L 1.56 1.43 m

Diámetro de la coraza Dc 0.45 0.41 m

Longitud de la coraza Lc 0.85 0.80 m

40

3.3.6 Decantador

Al término de la operación de mezclado es necesario separar las resinas de la solución acetona-cera refinada. La separación se efectúa por diferencia de densidades en un decantador. Las resinas tienen densidad mayor que la solución y por consiguiente descienden al fondo del equipo. El tiempo de operación es de 10 minutos, y se determinó con la ecuación de velocidad de sedimentación. El decantador deberá estar aislado para evitar pérdidas de calor, el material propuesto para el decantador es acero inoxidable.

Tabla 3.12 Dimensiones del decantador

Característica Símbolo Unidades Volumen total

TV 0.66 m3

Volumen de la sección superior cV 0.62 m3

Volumen de la sección inferior iV 0.038 m3

Longitud superior cL 1.21 m

Longitud inferior cZ 0.22 m

Diámetro D 0.81 m

Figura 3.7 Esquema de un decantador

41

3.3.7 Reactor

La reacción química involucrada para la formación de los alcoholes primarios de cadena larga es la siguiente:

alcoholesgrasosácidosdeSalesNaOHEsteres +→+ A B C D Los ésteres que participan en la reacción son: octacosanato de alquilo, heptacosanato de alquilo y hexacosanato de alquilo. La reacción se lleva a cabo en un reactor de tanque agitado con un sobre diseño del 25%. El tiempo de residencia es de 90 minutos con una conversión del 60%. La temperatura de operación es de 70°C. La ecuación propuesta para el diseño de reactor es:

������ � �� �

� (ec.3.3)

Despejando el volumen:

� � �� � � ���� (ec.3.4)

Donde: V= volumen (m3) NA= moles de esteres t= tiempo de reacción (min) rA=velocidad de reacción (L/mol.min) A= ésteres B= Hidróxido de Sodio C= sales D= alcoholes La velocidad de reacción rA= K*CA

α*CBβ, CB es igual a la concentración CA, dado a que las

concentraciones iníciales son iguales, por lo que se le considera CA2.

Los datos utilizados para determinar de la constante cinética de reacción están especificados en el apéndice C.

Figura 3.8. Esquema del reactor de saponificación

42

En la tabla 3.13 se presentan las condiciones de operación del reactor.

Tabla 3.13 Condiciones de reacción.

Característica Símbolo Unidades

Orden de reacción α 2 ---

Cinética de reacción k 0.095 L/mol min

Tiempo de residencia t 90 min

En la tabla 3.14 se muestran las dimensiones del reactor

Tabla 3.14 Dimensiones de reactor.

Característica Símbolo Unidades

Volumen del reactor V 0.92 m3

Longitud del reactor H 1.67 m

Diámetro del reactor Dt 0.84 m

Ancho de los deflectores J 0.07 m

El cálculo de la potencia y el tipo de agitador para el reactor se realizó con las mismas consideraciones tomadas para los tanques de mezclado. En la tabla 3.15 se muestran las dimensiones de la turbina de agitación.

Tabla 3.15 Dimensiones del agitador

Característica Símbolo Unidades

Diámetro del agitador Da 0.34 m Ancho de propelas W 0.07 m Altura del impulsor E 0.34 m

Velocidad del impulsor N 109 rpm

Potencia del motor P 7.5 KW

43

3.3. 8 Intercambiador de calor Para solubilizar la cera es necesario que el solvente entre a la torre de extracción a una temperatura de 96ºC. Este intercambiador de calor esta diseñado para calentar una corriente de n-heptano de 25º C hasta 96º C. El fluido de calentamiento es vapor de agua. El intercambiador es de tubo y coraza de dos pasos con arreglo triangular.

Figura 3.9 Intercambiador de calor de dos pasos

En el mezclador M-2 la temperatura de ambas corrientes de entrada (cera/resina y

acetona) debe ser de 90º C para que se efectúe la separación de la fracción resinosa. Por ello se diseñan 2 intercambiadores de calor, uno para elevar la temperatura de la cera que proviene del filtro y el segundo para calentar la acetona. En la Tabla 3.16 se presentan las características y dimensiones de los intercambiadores de calor.

Tabla 3.16 Dimensiones de los intercambiadores de calor

Característica Símbolo Intercambiador para heptano

Intercambiador para cera con

resinas

Intercambiador para acetona Unidades

Área de transferencia

At 1.34 2.49 1.80 m2

Número de tubos Nt 11 21 15 ---- Diámetro de los

tubos dO 0.019 0.019 0.019 m

Diámetro de coraza DC 0.10 0.14 0.12 m Longitud de la

coraza LC 2 2 2 m

Calor transferido Q 26.02 40.51 29.31 KW

44

3.3.9 Bombas

Para determinar la potencia de las bombas se utilizo la ecuación de Bernoulli. En la Tabla 3.17 se reportan las potencias de las bombas utilizadas en el proceso.

Tabla 3.17 Potencia de bombas

Bomba Potencia (HP)

B1 2.5 B2 6.5 B3 0.5 B4 0.5 B5 0.5

3.3.10 Tanques de almacenamiento

Se requieren 115,008 Kg/día de n-heptano para la extracción. El solvente recuperado se

recircula al proceso, sin embargo existen pérdidas en la operación, por lo que se es necesario alimentar solvente puro, por ello, se requiere almacenar 10, 11,442.08 Kg de solvente por semana.

Para la refinación de cera se necesitan 17, 374.56 Kg/día de acetona, las pérdidas a lo largo del proceso son de 305.76 Kg/día, el diseño del tanque de almacenamiento para acetona se realizo estimando la cantidad de pérdidas de una semana.

En la Tabla 3.18 se presentan las dimensiones de ambos tanques de almacenamiento con un sobre diseño de 25%.

Tabla 3.18 Dimensiones de tanques de almacenamientos Característica n-heptano acetona Unidades

Volumen requerido 169.9 20.6 m3 Volumen máximo 212.5 25.7 m3

Diámetro del tanque 9.8 4.9 m Altura del tanque 19.6 9.7 m

Los tanques de almacenamiento son verticales de forma cilíndrica, fondo plano y techo

flotante, dichas características permiten almacenar grandes cantidades volumétricas de solvente, además este tipo de techo se utiliza en el almacenamiento de productos con alto grado de volatilidad debido a que proporciona un medio aislante evitando la evaporación del solvente.

45

3.4 ASPECTOS DE SEGURIDAD

3.4.1 NORMAS ECOLOGICAS De acuerdo a la NOM-052-ECOL-1993 se debe mantener el n-heptano aislado de

fuentes de ignición. La NOM–CRP-002-ECOL-1993 hace referencia a disminuir la concentración de solvente en el ambiente para minimizar el riesgo de explosión.

Tomando en cuenta la NOM-056-ECOL-1993 se diseño el área de confinamiento de los solventes. La distribución de equipos se diseño de tal manera que las fuentes de electricidad estén por lo menos a 60 m de distancia del almacenamiento de solventes. El señalamiento informativo, preventivo y restrictivo debe estar sobre placas con dimensiones de 0.60 x 40 m de fondo blanco con biseles y letras grandes.

Las fugas de n-heptano se controlan con agua para evitar que aumente su concentración en el ambiente. Para fugas de acetona controlar con arena y trasladarla a un lugar seguro NOM-018-STPS-200.

3.4.2 MEDIDAS DE SEGURIDAD PARA TRABAJADORES

Es necesario revisar periódicamente a los trabajadores expuestos a las emisiones de solventes, para evitar alteraciones en la salud, tomando en cuenta que la exposición de n-heptano en las áreas de trabajo es de 85 ppm y de acetona es de 32 ppm por cada 15 min (NOM-010-STPS-1998).

El personal deberá estar capacitado para el manejo y uso de los solventes y conocer la simbología de sustancia químicas (rombo de riesgos de sustancias químicas, código de colores y señalamientos que indican obligación) NOM-017-STPS-2001. El personal debe usar el aditamento adecuado al manejo de solventes:

Cabeza Casco dieléctrico Ojos Goggles Aparato respiratorio Respirador contra gases y vapores Extremidades superiores Guantes para sustancias químicas Tronco Bata Calzado Contra sustancias químicas

46

3. 5 EVALUACIÓN ECONÓMICA DEL PROCESO

El estudio de la evaluación económica es la parte final de toda la secuencia de análisis de factibilidad de un proyecto y se estima como el monto de los recursos necesarios para su inversión y operación. [15] El capital total de inversión es igual a la suma del capital fijo más el capital de trabajo y representa la cantidad de dinero que deben proporcionar los inversionistas. El capital fijo es el costo básico, involucra el costo de terreno, costo de equipo, costos de instalación, costos de instrumentación y representa el 85% del capital total de inversión. En el esquema siguiente se presentan los conceptos que integran al capital total de inversión.

47

3.5.1 Costo de equipo

El costo del equipo se estimó con el software Capcost, la website MATCHE/EquipCost y la cotización de la Distribuidora de Equipos de procesos químicos Ullmann. Las cotizaciones se llevaron a cabo en el primer semestre del 2007.

Tabla 3.19 Costo de equipo

Unidad Cantidad Monto por unidad (USD) Monto (USD)

Secador RA-25 2 $466,400 $ 932,800

Banda transportadora 1 $444,800 $ 444,800

Elevador de gravedad 3 $ 15,000 $ 45,000

Equipo para extracción 3 $ 230,000 $ 690,000

Decantador 1 $ 15,000 $ 15,000

Evaporador de película descendente de tubos largos 36m2

2 $ 106,300 $ 212,600

Evaporador de película descendente de tubos largos 3m2

1 $ 44,200 $ 44,200

Evaporador de película descendente de tubos largos 1.5m2

2 $ 38,400 $ 76,800

Agitador de Turbina 5.23 HP 1 $ 25,800 $ 25,800

Agitador de Turbina 10.83 HP 1 $ 32,800 $ 32,800

Reactor 1 $ 194,500 $ 194,500

Filtros 3 $ 102,000 $ 306,000

Bomba de 0.5 HP 3 $ 475 $ 1,425

Bomba de 2.5 HP 1 $ 550 $ 550

Bomba de 6.5 HP 1 $ 650 $ 650

Intercambiador de calor 1.34m2 1 $ 8,800 $ 8,800

Intercambiador de calor 2.49m2 1 $ 11,700 $ 11,700

Intercambiador de calor 1.8m2 1 $ 10,100 $ 10,100

Tanque de almacenamiento 70m3 1 $ 112,700 $ 105,000

Tanque de almacenamiento 25m3 1 $ 89,400 $ 89,400

Tubería ----- ------ $ 14,670

Silos Tanque 2 $ 26,000 $ 52,000

Suma Total

$ 3,314,595

48

3.5.2 Capital de inversión

Teniendo una aproximación del monto total del equipo de proceso se calculan las cifras que conforman el capital fijo y el capital de trabajo. [20] En la Tabla 3.20 se desglosa el monto asignado para cada concepto del capital total de inversión.

Tabla 3.20 Capital de inversión

Concepto Monto (USD)

Costos Directos

Costo de Equipo $ 3,314,595

Costo de instalación del equipo $ 1,246,378

Costo de Instrumentación y control $ 577,336

Costo de instalación de tuberías $ 265,186

Costo de instalación eléctrica $ 311,786

Costos Directos fuera de sitio

Instalaciones $ 677,336

Mantenimiento de instalaciones $ 192,592

Servicios auxiliares $ 928,154

Terreno $ 768,021

Costos Indirectos

Servicios de ingeniería y supervisión $ 905,010

Gastos de construcción $ 1,087,266

Gastos de contingencia. $ 1,113,785

Suma total del capital fijo $ 11,387,445

Capital de trabajo y mano de obra $ 2,962,281

Capital total de inversión $ 14,349,726

El proyecto requiere una inversión inicial aproximada de $ 14, 349,726 USD.

49

3.5.3 Costos de mano de obra

La mano de obra de operación se refiere a la gente que opera el equipo. El costo de mano de obra esta incluido dentro de capital de trabajo, en la Tabla 3.21 se desglosa el estimado de dichos costos. La base para el cálculo es el salario mínimo establecido para la zona C en la que se encuentra el estado de Veracruz.

Tabla 3.21 Costo de mano de obra

Puesto No.

Turnos

Personal

por turno

Salarios

mínimos

Salario anual

(USD)

Ingeniero de Planta 3 2 10 $113,880

Ingeniero de seguridad 3 1 8 $45,552

Supervisores 3 1 7 $39,858

Operadores Especializados 3 7 6 $239,148

Personal de taller 2 4 4 $60,736

Obrero calificado 3 27 4 $614,952

Ayudante en general 3 4 2 $45,552

Suma total de salário anual $1,159,678

3.5.4 Costos de producción

El costo de producción es el resultado de los costos de materia prima, gastos de administración, gastos de operación y costos energéticos. En la Tabla 3.22 se muestran el monto de cada uno de estos gastos para la producción anual.

Tabla 3.22 Costos de producción

Concepto Cantidad Monto (USD) Cachaza (transporte) 24150 Ton $ 1,207,500

Heptano (grado industrial) 2,441,000 Lt $ 5,882,810 Acetona (grado industrial) 722,862 Lt $ 3,729,972

Hidróxido de Sodio 139,650 Kg $ 54,088 Etanol 42,508 Lt $ 95,645

Gastos de operación - - - $ 1,836,790 Gastos administrativos - - - $ 1,052,592

Costos de energía 50928 KW /día $ 112,448

Suma $ 13,971,845

50

3.5.5 Rentabilidad

La rentabilidad del proyecto se evalúa mediante el concepto de TIR (tasa interna de retorno) y TREMA (tasa de rendimiento mínima atractiva). Para ello se calcula el flujo de efectivo después de impuestos (FDI).

Tabla 3.23 Calculo de rentabilidad Año FAI USD

s/inflación FAI c/

inflación Depreciación Ingreso

gravable Impuesto FDI

c/Impuesto 0 -14349726 ---- ------ ------ -14349726 1 7428750 9657375 -1304520,545 10961895,55 -3836663,441 5820711,559 2 7428750 12554587,5 -1304520,545 13859108,05 -4850687,816 7703899,684 3 7428750 16320963,8 -1304520,545 17625484,3 -6168919,503 10152044,25 4 7428750 21217252,9 -1304520,545 22521773,42 -7882620,697 13334632,18 5 7428750 27582428,7 -1304520,545 28886949,28 -10110432,25 17471996,49 6 7428750 35857157,4 -1304520,545 37161677,9 -13006587,27 22850570,09 7 7428750 46614304,6 -1304520,545 47918825,11 -16771588,79 29842715,78 8 7428750 60598595,9 -1304520,545 61903116,48 -21666090,77 38932505,17 9 7428750 78778174,7 -1304520,545 80082695,26 -28028943,34 50749231,38 10 7428750 102411627 -1304520,545 103716147,7 -36300651,69 66110975,45

Si la TREMA es menor que la TIR el proceso es rentable. Considerando una TIIE de 7.45 (BANXICO, 2007) y un porcentaje de riesgo del 35%, tenemos que la TREMA tiene un valor de 42.45 mientras que la TIR presenta un valor de 68.74 por lo que esto representaría que el proceso si es rentable.

51

3.6 CONCLUSIONES

• Se concluye la extracción de cera a partir de cachaza se puede llevar a cabo

a escala industrial, sin embargo, habrá que considerar algunos aspectos como el manejo de los solventes y la pérdida de los mismos.

• Los solventes utilizados en el proceso requieren de un tratamiento posterior para disminuir, de manera eficiente la cantidad de efluentes.

• La purificación del policosanol requiere de equipo mas especializado • De manera general, con el análisis de mercado y costos indirectos se

encontró que la TIR es de 68.87%, y de esta manera se establece que el proyecto es rentable.

52

3.7 BIBLIOGRAFÍA

1. Bravo Garzón Roberto, Milanés Ramos Nelson. “Fundamentos y propuestas para la modernización, reconversión, diversificación, medio ambiente y sustentabilidad de la agroindustria de la caña de azúcar en el Estado de Veracruz” . Facultad de Economía de la Universidad Veracruzana, 2001.

2. La agroindustria azucarera en México. Ultima visita Febrero 2007. http://www.cefp.gob.mx/intr/edocumentos/pdf/cefp/cefp0392001.pdf

3. Auditoria Ambiental en los Ingenios Azucareros. Ultima visita Enero 2007. http://www.sagarpa.gob.mx/forma/documentos/auditoria.htm

4. Instituto cubano de investigaciones de los derivados de la caña de azúcar. “La industria de los derivados de la caña de azúcar”. Edit. Científico-Técnico La Habana Cuba, 1980.

5. Martínez Rafael, Castro Irma y Oliveros Maytee. “Characterization of products

from Sugar Cane Mud”. Revista de la Sociedad Química de México, vol.46, 2002. Págs. 64-66.

6. Mas R., Castano G., Illinait J. “Effects of policosanol in patients with type II

hypercholesterolemia and additional coronary risk factors”. National Center for Scientific Research Cuba, 1999. Vol.65, págs. 439-447

7. Copersucar S.A de C.V. Ultima visita junio 2007.

http://www.copersucar.com.br/institucional/esp/academia/cana_acucar.asp

8. Hernández Rodríguez A. “Fitoquímica” . Editorial Universidad Autónoma Metropolitana

9. Asociación Mexicana para la prevención de la Arteriosclerosis y sus

complicaciones A.C. Ultima visita Febrero 2007. http://www.ampacac.org.mx/

10. Figueroa S.R, Soto L., Lara A. “Estudio comparativo sobre la eficacia y tolerancia de policosanol y la simvastatina en pacientes con hipercolesterolemia” Archivos venezolanos de Farmacología y Terapéutica, vol. 20, 2001. Págs. 88-91

11. Instituto de la Candelilla. Ultima visita noviembre 2006. http://www.candelilla.org/es/

12. Revista electrónica de la Comisión Nacional Forestal. Ultima visita noviembre

2007. http://www.mexicoforestal.gob.mx/nuestros_arboles.php?id=21

53

13. Secretaria de Medio Ambiente Recursos Naturales y Pesca. Anuarios de la Producción Forestal de los Años 1989-2002

14. Encuesta Nacional de Salud y Nutrición 2006. Ultima visita noviembre 2006.

http://www.insp.mx/ensanut/ensanut2006.pdf

15. Baca Urbina G. “Evaluación de Proyectos. Análisis y administración del riesgo”. Editorial McGraw Hill. 2ª edición, 1990.

16. Wohlfahrt L., Sachse J. “Método para la obtención de ceras de cachaza”.

Patente CU 22282 A3. República de Cuba, 1995.

17. Orjuela A. Red de Desarrollo Sostenible de Colombia. Universidad Nacional de Colombia. Ultima visita Noviembre 2006. http://www.rds.org.co/notas-breves.htm?x=40689

18. Horn D.H.S., Matric M., J “An investigation of sugar-cane cuticular wax”.

Science of Food and Agriculture, 1957. Vol. 8, págs. 571-577.

19. Lamberton, J. A. “The Long Chain Aldehydes of sugar cane wax”. Journal Science of Food and Agriculture, 1965. Vol. 571, págs. 10-13.

20. Ulrich G.D. “A Guide to Chemical Engineering Process Design and

Economics” Editorial John Wiley. Primera edición, 1984.

21. Nonhebel M.A, “El secado de sólidos en la industria química”. Editorial Reverté. 1ª Edición, 1979.

22. Brennan J.G, “Operaciones de la ingeniería de los alimentos”. Editorial Acribia

Zaragoza. 2ª Edición, 1980. Págs. 294-313.

23. Lee, C.C., “Handbook of Environmental Engineering Calculations”. Editorial Mc. Graw Hill, 2000. Electronic ISBN 0-07-038183-6.

24. Cheremisinoff, N. P., “Handbook of Chemical Processing Equipment”.

Editorial Elsevier, 2000. Electronic ISBN 1-59124-182-0

25. Incropera F.P, DeWitt P.W, “Fundamentals of Heat and Mass Transfer”. Editorial Wiley, 4ª Edición. Apéndice A.

26. Mc Cabe Warren.L, Smith J.C. “Operaciones básicas de Ingeniería Química”. Editorial McGraw Hill. 4ª edición, 1991.

27. Ludwig Ernest E. “Applied Process Design for Chemical and Petrochemical

Plants”. Editorial Gulf Publishing Company, vol 1. 3ª Edición. Págs. 288-342.

28. C.J Geankoplis “Procesos de Transporte y Operaciones Unitarias”. Editorial Continental, 3a Edición, 1998.

54

29. Skoog D., West D., “Química Analítica”. Editorial McGraw Hill. 7ª Edición,

2000.

30. Treybal Robert E., “Operaciones de transferencia de masa”. Editorial McGraw Hill. 2ª edición, 1988.

31. Felder Richard, M. “Principios elementales de los procesos químicos”. Editorial Addison Wesley. 2ª Edición, 1999.

32. Perry Robert, H. “Manual del Ingeniero Químico” . Editorial McGraw Hill. 6a Edición. Tomo 1 y 2.

55

APÉNDICE A. BALANCE DE MATERIA La ecuación general de balance de materia establece que las entradas son iguales a las salidas por lo tanto:

Entradas - Salidas = 0 Entradas = Salidas

A continuación se presentan los cálculos de balance de masa (Kg) para cada equipo del proceso. C= corriente. Balance de materia en evaporadores E-1 y E-2

Balance de materia por componente en E-1 Balance para cera:

C3-C5-C6=0 00.045.4748.093.47 =−−

Balance para n-heptano: C3-C5-C6=0

00.056.2184.213440.2156 =−−

Balance de materia por componente en E-2. Balance para cera:

C5-C7-C8=0 00.097.4648.045.47 =−−

56

Balance para n-heptano:

C5-C7-C8=0 00.021035.2156.21 =−−−

Balance de materia en el condensador K-1

Balance de materia por componente en K-1 Balance para cera:

C6+C8-C9=0 00.096.048.048.0 =−+

Balance para n-heptano: C6+C8-C9=0

00.019.215635.2184.2134 =−+ Balance de materia en el recuperador de solvente

Balance para cachaza:

C4-C26-C27=0 00.000.070.43170.431 =−−

Balance para n-heptano C4+C26-C27=0

00.062.22798.1160.239 =−−

57

Balance de materia en el mezclador M-1

Balance de materia por componente en M-1 Para cera:

C8+C12-C13=0 00.097.4600.097.46 =−+

Para acetona: C8+C12-C13=0

00.081.23481.23400.0 =−+ Balance de materia en el filtro F-1

Balance de materia por componente en F-1 Balance para aceite:

C13-C14-C15=0 00.095.075.1770.18 =−−

Balance para cera con resinas:

C13-C14-C15=0 00.085.2642.127.28 =−−

58

Balance para acetona: C13-C14-C15=0

00.075.1106.22381.234 =−−

Balance de materia en el evaporado de acetona E-4

Balance de materia por componente en E-4 Balance para aceite:

C14-C16-C17=0 00.060.1715.075.17 =−−

Balance para acetona: C14-C16-C17=0

00.023.283.22006.223 =−− Balance para cera con resinas:

C14-C16-C17=0 00.002.040.142.1 =−−

Balance de materia en el mezclador M-2

59

Balance de materia por componente en M-2 Balance para cera:

C15-C18-C19=0 00.011.2200.011.22 =−+

Balance de resina: C15-C18-C19=0

00.073.400.073.4 =−− Balance de acetona:

C15-C18-C19=0 00.000.13974.1125.127 =−+

Balance de materia en el decantador D-1

Balance de materia por componente en D-1 Balance para resina:

C19-C20-C21=0 00.063.410.073.4 =−−

Balance para acetona: C19-C20-C21=0

00.078.222.13600.139 =−− Balance de cera refinada:

C19-C20-C21=0 00.045.066.2111.22 =−−

60

Balance de materia en el evaporador E-5

Balance de materia por componente en E-5 Balance de cera refinada:

C21-C22-C23=0 00.022.044.2166.21 =−−

Balance para Acetona: C21-C22-C23=0

00.037.285.13322.136 =−−

61

APÉNDICE B. CÁLCULOS DEL DISEÑO DE EQUIPOS B. 1 Secador Rotatorio [21]

A continuación se presentan los cálculos para el diseño del Secador Rotatorio. a) Propiedades cachaza de caña Densidad de cachaza seca (ρcachazaseca) = 114.59 kg/m3 Capacidad calorífica de Cachaza seca (Cpcachazaseca) = 0.88 kJ/kg °C Diámetro promedio de partícula (dP) = 0.01249 m b) Aire requerido para el secado Capacidad calorífica del aire seco (Cpaireseco) = 1.0093 kJ/kg °C Agua Capacidad calorífica fase líquida (CpLa) = 4.195 kJ/kg °C Capacidad calorífica fase gas (Cpga) = 1.84 kJ/kg °C Calor de vaporización (λ) = 2502.3 kJ /kg a T0 = 0°C Condiciones de entrada Para secar la cachaza debemos considerar La temperatura máxima de salida del sólido es TSmáx = 60 °C. La temperatura del aire a la salida se tomara como TG2 = TSmáx + 5° La temperatura del sólido a la salida se tomara como TS2 =TSmáx – 10° El secador opera adiabáticamente (Q = 0). El calor integral de absorción del agua (∆Ha) en la cachaza es despreciable. Tomando estas consideraciones se tiene lo siguiente: TS2 = (60 -10) = 50 °C. TG2 = (60+ 5) = 65 °C. Cachaza de caña Alimentación: Kilogramos de sólido húmedo por hora (kgcachazahumeda/h) S = 14375 kgcachazahumeda/h. Humedad 75 % Ts1 = 30 °C

O/kgH kg 3 0.75-1

0.75 X 21 == cachazaseca

Aire Y1 = 0.01 kg H2O/ kg aireseco TG1 = 120 °C Condiciones de salida Cachaza de caña Humedad 15 %

O/kgH kg 0.17 0.15-1

0.15 X 22 == cachazaseca

62

Figura B.1. Diagrama de flujo del secador.

Las entalpías del gas y el sólido se determinan con las siguientes ecuaciones: HG1 = [Cpa.s + Y1Cpga] (TG1 – T0) + Y1λ ( ec.B.1)

kg / kJ 148.35 2.3)(0.01)(250 0) (120 ](0.01)1.84 [1.0093 HG1 =++=

HG2 = [Cpa.s + Y2Cpga] (TG2 – T0) + Y2λ HG2 = [1.0093 + Y2(1.84)] (65 – 0) + Y2(2502.3) HG2 = 65.6045 + 2619.3Y2 HS1 = Cpss(TS1 – T0) + X1(CpLa)(TS1 – T0) + ∆Ha HS1 = 0.88 (30 – 0) + 3(4.195)(30-0) + 0= 403.95 KJ / kg HS2 = Cpss(TS2 – T0) + X2(CpLa)(TS2 – T0) + ∆Ha HS2 = 0.88 (50 – 0) + 0.17 (4.195)(50-0) + 0 = 81.01 KJ/kg Balance de materia La cantidad de sólido seco alimentado es: Ss = S(1- X1) = 14375 (1 – 0.75) = 3593.75 kgcachazaseca /h Humedad retirada 3593.75 (3-0.17) = 16,235.29 kg H2O/h Ss (X1-X2) = Gs (Y2 –Y1) 3593.75 (3-0.17) = Gs (Y2 – 0.01) 16235.29 = Gs (Y2 – 0.01) (ec.B.2)

63

Balance de energía Gs HG1 – Gs HG2 = Ss (HS2 – HS1) + Q (ec.B.3) Sustituyendo en la ecuación B.3 se obtiene Gs (148.35) – Gs (65.6045 + 2619.3Y2) = 3,593.75(81.01 – 403.95) + 0 (ec.B.4) Resolviendo simultáneamente las ecuaciones B.2 y B.4, se obtiene las condiciones de entrada del secador: Y2 = 0.036 kgH20/Kg Gs = 479889.603 Kg/ h HG2 = 147.26 KJ/Kg ZONAS DE SECADO Para estos secadores se distinguen tres zonas separadas, que pueden reconocerse por la variación de la temperatura del y el sólido en las diferentes partes del secador. En la figura B.2 se muestran las temperaturas típicas en forma esquemática para un secador a corriente paralela

Figura B.2. Zonas de secado

Zona I: Es la zona de precalentamiento, en donde el gas calienta al sólido, hasta que la rapidez de transferencia de calor al sólido se equilibra mediante los requerimientos caloríficos para la evaporación de humedad. En esta zona no ocurre secado ó es mínimo. Zona II: La temperatura de equilibrio del sólido permanece constante, mientras que se evapora la humedad superficial y no ligada. En el punto B se alcanza la humedad crítica del sólido. Zona III: Únicamente se considera la transferencia de calor desde el gas y despreciando cualquier transferencia de calor indirecta entre el sólido y el secador, la perdida de calor del

B (humedad critica del la cachaza)

64

gas qG puede igualarse a la que se transfiere al sólido q y las perdidas caloríficas Q. Para una longitud diferencial, dz, se tiene: dqG = dq + dQ (ec.B.5) Reordenando: dq = dqG – dQ = U dS(tG –tS) = Ua (tG – tS) dz (ec.B.6) En donde: U = coeficiente global de transferencia de calor entre el gas y el sólido (TG –TS) = diferencia de temperatura para la transferencia de calor. S = superficie interfacial/sección transversal del secador. A = superficie interfacial/volumen del secador Sustituyendo: dq = GsCsdT’G = Ua (TG – TS) dz (ec.B.7) Donde dT’G es la caída de temperatura experimentada por el gas como resultado de la transferencia de calor únicamente al sólido, sin considerar las perdidas y Cs es el calor húmedo del gas.

GsCs

Uadz

T-T

dTG/ dN

SGtoG == (ec.B.8)

Sí se considera que el coeficiente de transferencia de calor es constante,

tOGm

GtOG H

z

t

t'N =

∆∆

= (ec.B.9)

Ua

CGH SS

tOG = (ec.B.10)

Donde: NtOG = número de unidades de transferencia de calor. HtOG = longitud de la unidad de transferencia de calor. ∆t’G = cambio en la temperatura del gas debido a la transferencia de calor únicamente hacia el sólido. ∆tm = diferencia de temperatura promedio adecuada entre el gas y el sólido. En secadores rotatorios el producto Ua esta relacionada con la siguiente expresión:

D

0.67237GUa = (ec.B.11)

D = el diámetro del secador.

65

En secadores rotatorios, la diferencia de temperatura promedio es la temperatura del bulbo húmedo promedio del gas, y la superficie del sólido húmedo está a la temperatura de bulbo húmedo del aire que entra al secador. Para determinar el número de unidades de transferencia se hacen las siguientes suposiciones: � Toda la humedad se evapora en la zona II, a la temperatura de bulbo húmedo del gas. � La zona se va a tomar como una zona de precalentamiento del sólido, sin secado. Cálculos para la zona I El calor húmedo del gas es: Cs=Cpas+Y1 (CpGa) Cs = 1.0093 + 0.01 (1.84) = 1.0277 KJ/Kg °C Balance de energía GsCs(TG1 –TGC) = Ss(HSA – HS1) 479889.603(1.0277)(120 – TGC) = 3593.75(518.40 – 403.95) TGC=119.16ºC

2

)()( 11 bhGCSGm

TTTTt

−+−=∆

Ctm º33.852

)5.3816.119()30120( =−+−=∆

GsCs

HHSst SSA

G

)(' 1−

=∆

Ct G º805.00645.1*603.479889

)95.40340.518(75.3593' =−=∆

0094.0º33.85

º805.0'==

∆∆

=C

C

t

tN

m

GItOG

Cálculos para la zona II El calor húmedo promedio del gas es:

2

IIS

IS CC

Cs+

=

C kJ/kg 1.0461 2

1.0645) (1.0277 Cs °=+=

119.16-65.13 = 53.95 °C

−−

−+−=∆

SAGD

SAGC

SAGDbhGcm

TT

TTLn

TTTTt

)()(

C

Ln

tm º81.96

5.3813.65

5.3816.119)5.3813.65()5.3816.119( =

−−

−+−=∆

66

T-T' GDGC=∆ Gt

C 54.03 65.13-119.16' °==∆ Gt

558.0º81.96

º03.54'==

∆∆

=C

C

t

tN

m

GIItOG

Cálculos para la Zona III La temperatura de bulbo húmedo del gas es 38.5°C. La entalpía del sólido a X= 3, TSA = 38.5 °C. HSA= Cpss(TSA-T0)+X(CpLa)(TSA-T0)+Q HSA = 0.88(38.5 – 0) + 3(4.195)(38.5-0) + 0= 518.40 KJ /Kg La entalpía del sólido a X= 0.17, TSB = 38.5 °C. HSB= Cpss(TSA-T0)+X(CpLa)(TSA-T0)+Q HSB = 0.88 (38.5 – 0) + 0.17(4.195)(38.5-0) + 0= 62.38 KJ /Kg El calor húmedo del gas es: Cs=Cpas+ Y’(CpGa) Cs = 1.0093 + 0.03 (1.84) = 1.0645 KJ /Kg °C Balance de energía GsCs(TGD –TG2) = Ss(HS2 – HSB) 479889.603(1.0645)(TGD – 65) = 3593.75(81.01 – 62.38) TGD = 65.13 °C

Ctm º815.202

)5065()5.3813.65( =−+−=∆

CGsCs

HHSst SBS

G º1384.0)0645.1(603.479889

)33.6101.81(75.3593)(' 2 =−=

−=∆

Por lo tanto el número total de unidades de transferencia es:

574.00066.0558.00094.0 =++=totaltOGN

La elección del diámetro estándar depende de la cantidad de cachaza que se desea secar. Diámetro estándar (D) = 3.5 m [21] Entonces tenemos que:

mmDA 62.9)5.3(44

22 === ππ

2479889.60349884.57 /

9.62Gs Kg m h= =

2sec

3593.75373.57 /

9.62 sólido oGs Kg m h= =

67

hmhKgaYGsG pT2/.20.50907

2

031.001.0157.49884)1( =

++=+=

Para que correspondan las unidades cambiamos de horas a segundos 14.14 Kga.h/m

2s De la ecuación B.11

CmWUa º/4605.3

)14.14(273 367.0

==

De la ecuación B.10 tenemos que:

mH toG 14.3262.109730

)1000)(0461.1(14.14 ==

De la ecuación B.I.9 tenemos que

tOG

TottOG H

zN =

tOGTottOGHNz =

mz 44.18)14.32)(574.0( ==

Longitud para el secador Para las dimensiones de las aspas se recomienda:

• 2.4 a 3 D por circulo, D = diámetro del secador. • La altura del aspa varia entre 1/12 a 1/8 del diámetro del secador. • Las aspas generalmente se colocan cada 0.6 a 2 m para asegurar una cortina de

sólidos más continua y uniforme en el gas. Por lo tanto el número de aspas por circulo es = 3(3.5) = 10.5 = 11, la inclinación de las aspas es de 45°, el numero de círculos es igual a: L/0.6 = 18/0.6 = 30 círculos. Requerimiento de energía para calentar el aire de 25 a 120 ºC A partir del diseño del secador, ahora se obtienen la energía necesaria para calentar aire de 25 a 120 °C HA= [1005+1884(0.01](25)+2502.3(0-001)=50.62 KJ/Kg El calor necesario es: Q = Gs (HG1 – HA) = 479889.603 (148.35 – 50.62) = 71191622.61 KJ/h El flujo de vapor requerido es:

vap

Q 71191622.61 Fvap 25909.53 Kg vapor/h

H 2747.7= = =

68

Datos para el diseño de equipos transportadores a) Bandas transportadoras Para el cálculo de la potencia se utiliza las siguientes correlaciones: [22]

Tabla B.1. Potencia de rotación

Trayectoria Potencia 1 Hp=Ton*h*0.0072H*C 2-3 Hp=Ton*h*0.0036(2H+V)*C

Donde Ton/h= Toneladas de cachaza por hora C= Factor de material H= Distancia Horizontal (m) V= Distancia Vertical (m) b) Elevadores de descarga por gravedad.

Tabla B.2. Características de cangilones

Distancia entre cangilones

(cm)

Dimensión del cangilon L*A (cm)

Capacidad (Ton*h)

46 40*38 41.7 61 51*38 31.7 91 61*38 20.8

1000

__*2min** metrosenelevaciontoneladasHP =

69

B.2. Diseño extractor de ceras

Sea τ el tiempo de residencia con un valor de 30 minutos, el tiempo de contacto necesario para extraer la cera.

Q

V=τ (ec.B.12)

Donde: Q= Flujo volumétrico en m3/min V= Volumen del separador en m3 El volumen se determina en base a la cantidad de cachaza que se alimenta al proceso, de la ecuación B.12 se despeja el volumen.

QV τ= (ec.B.13) Para procesar 69 ton/día de cachaza se requiere una alimentación al sistema de extracción de:

min/916.47min60

1

24

1

1

1000/69 kg

hr

hr

dia

ton

kgdiaton =

(ec.B.14)

Cambiando las unidades a volumen, de la ecuación B.14 tenemos:

min/418.0591.114

1min/9166.47 3

3

mkg

mkg =

(ec.B.15)

Esto da como resultado un volumen de 12.5445 m3. Por lo tanto, cada extractor tendrá un volumen de 5.66 m3 con un sobre-diseño del 25%.

Con los resultados de rendimiento de extracción de cera (8.9%), teóricamente se deberán obtener 143.75kg de cera/lote por cada extractor, con la densidad de la cera se obtiene el volumen correspondiente de cera disuelto en el solvente:

33

143.01004

75.143 mkg

mkg =

(ec.B.16)

La cantidad total de solvente y cera disuelta que sale del extractor al término de la operacipon da un volumen total de 3.66m3.

70

B.3. Diseño del decantador

El volumen total del decantador se divide en dos secciones: la sección superior deberá tener la capacidad suficiente para contener solución de acetona-cera, y la sección inferior de contener las resinas.

Con el balance de materia se obtiene la cantidad de acetona, cera y resina que entran al decantador. La cantidad de cera que se alimenta al evaporador es de 21.023 Kg, entonces se tiene un volumen de cera:

33

02430.0997.864

1023.21 m

kg

mkg =

El volumen de la acetona alimentada es de:

33

4767.0277

105.132 m

kg

mkg =

El cálculo para conocer la cantidad de resinas se realizó a partir de la cantidad de cera sin refinar, tomando el 17% de ésta como la masa correspondiente a resinas. Por lo tanto, se tiene un volumen de resinas de 0.0041m3. El volumen para la parte superior es la suma de la acetona y la cera, denominado como Vc:

3501266.002430.04767.0 mVc =+=

Con un 25% de sobre-diseño se tiene un volumen de 0.6265m3 Ahora el volumen de la sección inferior, es la suma del volumen de la resina (Vz), la cantidad de acetona y la cantidad de cera que pudiera haber quedado abajo:

=Vc 0.041+ 0.02519+0.00127= 0.03057m3 y con el 25% aumentado es de 0.03822m3. Para calcular las dimensiones del equipo, se hace la consideración de que Lc es 1.5 veces el diámetro D. Si el diámetro es 2r, entonces Lc es 3 veces r. Por lo tanto:

(ec.B.17)

Donde Lc = 3r, sustituyendo en la ecuación anterior y despejando r, se tiene que:

(ec.B.18)

mL

mr

c 2153.14051.0*3

4051.03

6265.03

==

==π

En el cálculo correspondiente a la sección inferior, se hace con la suposición de que el volumen es igual al de un cono, el cual está dado por la siguiente fórmula:

(ec.B.19)

3

3πcV

r =

cLrVc 2π=

3

2cZr

Vzπ

=

71

µu

Como el radio es el que se calculó anteriormente y el volumen es Vz, entonces podemos conocer la altura Zc.

(ec.B.20)

mZc 23.0)4051.0(

)03822.0(32

==π

La velocidad de sedimentación dada en m/s y es calculada con la siguiente ecuación [23]:

( )

CA

gmu

pp

ppt ρρ

ρρ −=

2 (ec.B.21)

Donde ut = velocidad de sedimentación mp = masa del sólido, en este caso partícula de cera g = gravedad ρp = densidad de la cera ρ = densidad del fluido Ap = área de partícula F = Factor de fricción El factor de fricción es encontrado mediante el número de Reynolds:

( )75.0Re14.01Re

24 +

=F (ec.B.22)

Re = Número de Reynolds El Número de Reynolds se obtiene a partir:

µρ Dup=Re (ec.B.23)

= velocidad aparente dada por la ley de Stokes = viscosidad de la partícula La velocidad aparente se calcula con la ecuación de Stokes [24]:

( )

−=

µρρ

18

2Dgu p (ec.B.24)

El diámetro de partícula es de 5 E-05 m, la gravedad se considera de 9.81m/s2 y la viscosidad es de 0.000165 Pa.s., obteniéndose así una velocidad aparente de 0.004855m/s. Calculado lo anterior, fue posible conocer el número de Reynolds, que tiene un valor de 0.40756.

2

3

r

VZc z

π=

72

Para Reynolds mayores a 0.2, aplicando la expresión del coeficiente de fricción F tiene un valor de 63.09; estos datos se sustituyen en la expresión B.21 y se encuentra un valor de ut = 0.002345 m/s.

Debido a que el tanque de sedimentación tiene una altura de 1.2153m, con la velocidad se puede obtener el tiempo que tardan las partículas en sedimentarse:

s

ut

t

168.5182153.1 == (ec.B.25)

que convertidos en minutos es un valor aproximado de 10 min.

Figura B3. Esquema del tanque de decantación

73

B.4. Diseño de evaporadores [25]

Los evaporadores son cilíndricos de simple efecto. Para lograr la evaporación se

utiliza vapor de agua que pasará a través de los tubos externos dentro del cilindro a una temperatura de 120°C. En la figura B.4 se muestra el esquema del evaporador.

Figura B.4. Evaporador de película descendente

Balance de energía

vLF VHLhSFh +=+ λ (ec.B.26)

FvL FhVHLhS −+= (ec.B.27) Donde: F = mezcla de alimentación S = vapor de agua suministrado para llevar a cabo la evaporación V= solvente vaporizado L = líquido concentrado (producto) λ = calor latente de vaporización de vapor de agua Hv = calor latente de vaporización del vapor producido hF = entalpía de la alimentación

)( 1TTCh FpFF −= (ec.B.28)

λSq= (ec.B.29) TUAq ∆= (ec.B.30)

TU

qA

∆=

(ec.B.31) hrV 2π= (ec.B.32)

Donde: q = Calor requerido para llevar a cabo la evaporación

74

U = Coeficiente global de transferencia de calor A = área de transferencia de calor del evaporador ∆T = Diferencia de temperaturas V = Volumen del evaporador El diámetro equivalente de la coraza, se calcula de la siguiente manera:

)(

4)(sec 222 NtDiDomltransversaciónladeÁrea −= π

(ec.B.33) )( NtDiDomojadoPerímetro −= π (ec.B.35)

Figura B.5.Configuración de un evaporador de tubo y coraza.

Por lo tanto:

mojadoPerímetro

ltransversaciónladeáreaDc

sec= (ec.B.36)

Evaporador 1 y 2

El calor latente de vaporización del agua es de 226, 3445.38 J/Kg. El equipo opera a 110°C con un coeficiente de transferencia de calor de 1100 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla B.3.

Tabla B.3. Propiedades termodinámicas de heptano

Compuesto Hv (J/Kg). Capacidad calorífica (J/Kg °C)

heptano 287432.143 2563.025

KgJhF /4732.48230)11090(2411.524 −=−=

g1323184732482303222041432874323162135 K.)).*(-.().*.(S =−=

J/s 400041.031800

38.2263445*132.318 ==q

236.37m))110120(*1100(

03.400041 =−

=evapA

22 m61.1))0508.0.0(*1416.3*2()5*0508.0*1416.3*2( =+=tuboA

2361.1

37.36 ==Ntubos

325

32 7879836350508014163 m.Vosobrediseñcony m.)*.*(.V % ===

mDc 022.200.18

10.9 ==

75

Evaporador 3

El evaporador opera a 115°C con un coeficiente global de transferencia de calor de 400 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla B.4.

Tabla B.4. Propiedades termodinámicas del heptano

Compuesto Hv (J/Kg) Capacidad calorífica (J/Kg °C)

heptano 274935.0932 2605.04

KgJhF /48792.288-)115110(9758.458 =−=

Kg138.48))(-48792.28*004.69()0392.274935*21.824( =−=S

J/s 5203.9151800

38.2263445*138.4 ==q

2m601.2))115120(*400(

915.5203 =−

=evapA

22 m20.0))0254.0.0(*1416.3*2()2.1*0254.0*1416.3*2( =+=tuboA

1320.0

601.2 ==Ntubos

3%25

32 m046.2m 637.12.1*)0254.0(*1416.3 === VosobrediseñconyV

mDc 588.0308.5

780.0 ==

Evaporador 4

El evaporador 4 opera a una temperatura de 70°C y un coeficiente global de transferencia de calor de 1100 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla B.5.

Tabla B.5. Propiedades termodinámicas de acetona y aceite

Compuestos Hv (J/Kg) Capacidad calorífica (J/Kg °C)

acetona 538025.2101 2260.504 aceite 140

KgJhF /94141.722-)7025(2092.038 =−=

Kg568.622))(-94141.72*22.242()2101.538025*838.220( =−=S

J/s 78677.4551800

38.2263445*568.62 ==q

2m43.1))70120(*1100(

78677.455 =−

=evapA

22 m14.0))0254.0.0(*1416.3*2()85.0*0254.0*1416.3*2( =+=tuboA

76

1014.0

43.1 ==Ntubos

3%25

32 m933.0m 746.085.0*)0254.0(*1416.3 === VosobrediseñconyV

mDc 448.0085.4

457.0 ==

Evaporador 5

El evaporador 5 opera a temperatura de 90°C y un coeficiente global de transferencia de calor de 1100 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla B.6.

Tabla B.6. Propiedades termodinámicas de cera refinada y acetona

Compuestos Hv (J/Kg) Capacidad calorífica (J/Kg °C)

acetona 496890.7563 1130.252 cera refinada 12900

KgJhF /54849.191-)9070(2742.459 =−=

Kg46.321))(-54849.19*31.153()7563.496890*942.130( =−=S

J/s 40818.1111800

38.2263445*46.32 ==q

2m237.1))90120(*1100(

40818.111 =−

=evapA

2m13.0))0254.0.0(*1416.3*2()80.0*0254.0*1416.3*2( 2 =+=tuboA

913.0

237.1 ==Ntubos

3%25

32 m719.0m 575.08.0*)0254.0(*1416.3 === VosobrediseñconyV

mDc 409.0746.3

383.0 ==

77

B.5. Diseño de los tanques de mezclado

El método general para el diseño de un agitador para mezclado consiste en

seleccionar el tipo y la geometría del impulsor, especificar la velocidad de rotación requerida para un funcionamiento aceptable y la determinación de la potencia del eje necesario para operar el impulsor a esa velocidad. Para la mayor parte de las operaciones de suspensión de partículas se recomiendan los impulsores de flujo axial con bombeo hacia abajo, con 4 deflectores en el tanque. Los distintos factores para el diseño dependen del tipo y disposición del equipo. [26]

Para suspensiones se utilizan hélices o turbinas para la agitación de tanques de menos de 3.8 m3 o menos de 1.8 m de diámetro con una potencia de 2.2kW aproximadamente. Una turbina de flujo axial de 4 paletas proporciona los requerimientos deseados para el proceso. Las características de dicha turbina son:

Turbina axial de 4 paletas. [27] 1. Cuatro láminas de 45º, el ancho de las láminas depende del diámetro. 2. Utilizadas en tanques de 18 a 120 pulgadas de diámetro, con velocidades de

operación de 1 a 500 Hp. 3. Para requerimientos de flujos controlados, tales como suspensiones de sólidos. 4. Costo moderado.

Figura B.6. Turbina para suspensiones. Figura B.7. Flujo axial con turbina.

Determinación de la potencia del agitador.

Para sistemas agitados con números de Reynolds superiores a 10, 000 el flujo es totalmente turbulento y la ecuación para calcular la potencia esta dada por:

maT DnKP ρ53= (ec.B.37)

Donde: KT = constante para tanques de 4 paletas. n = velocidad del agitador (r/s) Da = diámetro de turbina (m) ρm= densidad de la suspensión ( Kg/m3) La ecuación para la velocidad del agitador esta dada por:

78

13.0

45.0

2.01.085.0 BgDSvDn pac

∆=ρρ

(ec.B.38)

Da = 0.516 m Donde: nc = velocidad crítica del agitador (r/s) Da = diámetro de turbina v = viscosidad cinemática Dp = diámetro de partícula g = aceleración de la gravedad ∆ρ = diferencia de densidades ρ = densidad del fluido B = peso del sólido/ peso de líquido x 100 S = constante en función de la turbina Tanque 1. Refinación a 25ºC A continuación se muestran los cálculos para encontrar la potencia con la que trabaja el impulsor para el primer mezclado. Las constantes son obtenidas de la bibliografía. [26] S = 6.5 µ = 0.31 cP v = 0.0000321 (m2s) Dp = 0.00005 (m) g∆ρ/ ρ = 2.607 (m/s2) B = 25.31 Sustituyendo:

( ) ( ) ( ) ( )0.1 0.2 0.13 0.45

0.85

6.50.0000321 0.00005 25.31 2.607 1.406

0.5161

84.385

c

c

n rps

n rpm

= =

=

Teniendo este dato se calcula la potencia:

352.1249

797.0145.993202.0

1

m

kgm =

+=ρ

A partir de la tabla 9.2 se tiene l valor de KT = 4.8 [26]

Por lo tanto, la potencia del impulsor es:

( ) ( ) ( ) KWWP 856.3093.385652.1249516.0310.15.1 531 ===

Tanque 2. Refinación a 90ºC El mezclador 2 sigue el mismo principio de operación del mezclador anterior pero con sus respectivos valores. S = 6.5 µ = 0.165 cP v = 0.000000595 (m2s) Dp = 0.00005 (m) g∆ρ/ ρ = 20.824 (m/s2) B = 19.990

79

Sustituyendo: nc = 113.217rpm

3626.1199

8334.0997.864166.0

1

m

kgm =

+=ρ

KT = 1.5 La potencia necesaria para lograr la suspensión es:

( ) ( ) ( ) KWWP 979.7124.7979626.1199465.0571.45.1 532 ===

B. 6. Intercambiadores de calor [28]

Las ecuaciones y los cálculos del balance de energía para los intercambiadores de calor en el proceso se muestran en este apéndice.

Figura B.8. Intercambiador de calor para heptano.

Intercambiador 1 En el primer intercambiador se alimenta una corriente de n-heptano a 25º C (Cp = 2248.8 J/Kg) que se calienta hasta 96 ºC, el flujo de alimentación es de 9.78 Kg/min, mientras transcurre la operación. Para calentar, se alimenta vapor a 150 ºC y su temperatura disminuye hasta 110 ºC. Con un coeficiente global de transferencia de 283.9 W/m2 ºC. El análisis termodinámico de las dos corrientes de fluido da como resultado:

( ) ( )( ) ( )12

12

ccc

hhh

TTCpmq

TTCpmq

−=−=

&

&

(ec.B.39)

El flujo de calor que otorga en fluido caliente equivale al flujo de calor que recibe el fluido frío. Entonces, la transferencia de energía entre los dos fluidos se expresa como

lmTUAq ∆= (ec.B.40)

Donde: q = Calor transferido U = Coeficiente global de transferencia de calor A = área de transferencia de calor ∆Tlm = Temperatura media logarítmica

80

( )( ) ( )

J/seg26025.3624

min/1561521.74

º2596º/8.2248min/78.9

==

−⋅=

q

Jq

CCKgJKgq c

Calculando el calor transferido podemos obtener el flujo de vapor alimentado que se requiere para elevar la temperatura del solvente. El flujo de vapor es de 5.751 Kg/min. La temperatura media logarítmica (∆Tlm) se determina mediante la siguiente ecuación:

( ) ( )C

TT

TT

TTTTT

ch

ch

chchlm °=

−−

−−−=∆ 332.68

ln11

22

1122

(ec.B.41)

El área que se requiere para llevar a cabo esta transferencia de energía es:

( )( )2

2341.1

º33.68 º283.9W/m

36.26025m

CC

WA ==

La longitud de los tubos será de 2m, el diámetro de los tubos es de 0.19m (3/4 in) en un arreglo triangular con un espaciado de 0.02381m (15/16 in) entre cada tubo. Para conocer el número de tubos es importante determinar el área de transferencia de cada tubo y se calcula mediante:

mLdoA Ctubo 11.0=⋅⋅= π (ec.B.42)

El número de tubos se calculó dividiendo el área de transferencia total entre el área de cada tubo.

20.11==tubo

t A

AN

Para determinar el diámetro de la coraza:

n

tC k

NdoD

1

1

= (ec.B.43)

Donde: do = diámetro de los tubos

tN = número de tubos.

Para un arreglo triangular los valores de estos factores son: 249.0k1 = y 207.2n = Para este intercambiador el diámetro de coraza es de 0.106 m. Intercambiador 2 y 3 En el intercambiador 2 se eleva la temperatura de la cera antes de entrar al mezclador 2. La cera se encuentra a 25 ºC aproximadamente y se calienta hasta 90 ºC. Se alimenta con un flujo de 3.86 Kg/min, la capacidad calorífica de la cera es de 13010 J/Kg K.

81

( )( ) ( )

seg40514.09J/

min/2430845.73

º2590º/13010min/86.3

==

−⋅=

q

Jq

CCKgJKgq c

El flujo de vapor alimentado es de 1.97 Kg/min. Entonces:

( )( )2

249.2

º30.57 º283.9W/m

min/09.40514m

CC

KA ==

El diámetro de los tubos y la longitud del intercambiador son los mismos que en el equipo anterior para lo que se tienen los siguientes resultados (tabla B.7):

Tabla B.7. Intercambiador de calor 2.

Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia en cada tubo Atubo 0.11 m2

Número de tubos

21 ----

La acetona se calienta a la misma temperatura que la cera, con excepción de que en esta operación se presenta un cambio de fase.

( ) ( )[ ]( ) ( ) ( ) ( ) ( )[ ]

seg29318.97J/

min/1759138.71

º2556º/76.2118/97.519º5690º/85.2118min/725.12

==

−⋅++−⋅=

∆⋅+∆+∆⋅=

+∆+=

q

Jq

CCKgJKgKJCCKgJKgq

TCpHTCpmq

qHqq

liqvap

liqvvap

liqvvaptot

&

El flujo de vapor calculado es de 2.72 Kg/min. El área de transferencia:

( )( )2

280.1

º29.57 º270W/m

/97.29318m

CC

sKA ==

Tabla B.8. Intercambiador de calor 3.

Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia en cada tubo

Atubo 0.11 m2

Número de tubos

15 ----

tN

tN

82

APENDICE C. Determinación de la constante cinética, orden de reacción para la saponificación de ceras [29] Se considera la siguiente reacción:

alcoholesgrasosácidosdeSalesNaOHEsteres +→+ Los ésteres que participan en la reacción son:

Octacosanato de alquilo

Heptanato de alquilo Para determinar la velocidad de reacción se utilizaron los valores de las transmitancias medidas experimentalmente en los espectros de infrarrojo para calcular la absorbancia. A partir de la fórmula A = 2 – log T (ec.C.1)

Donde: A= Absorbancia (L/mol cm) T= Transmitancia (cm-1) Obteniendo los siguientes datos:

Tabla C.1. Datos de Calibración

Transmitancia (cm-1)

Absorbancia (L/mol*cm)

Concentración (mol/L)

24.434 0.612 0.0045 44.259 0.354 0.0078 53.580 0.271 0.010 57.148 0.243 0.0105 59.703 0.224 0.0110

Se realizó una curva de calibración con los datos de la tabla C.1, de esta manera se obtendrán las concentraciones de esteres a través de la reacción de saponificación.

83

Grafica C.1. Curva de calibración

En la tabla C.2. Se reportan los datos obtenidos de transmitancia y absorbancia, además los cálculos para obtener la concentración a diferentes tiempos en la reacción de saponificación.

Tabla C.2. Datos obtenidos experimentales de transmitancia y absorbancia

En el grafico C.2. Se observa la disminución de los esteres a través del tiempo. Para tiempos mayores a 60 minutos la concentración de esteres es mínima y con esto se justifica el por qué se desprecia los últimos datos, para obtener la cinética de reacción.

T (min ) T (cm -1 ) A (L/mol cm) C (mol/L) 0 58 0.236572 0.0106 20 56.58 0.247316 0.01034 40 55.13 0.258612 0.01007 60 54.79 0.261299 0.01001 80 43.62 0.360314 0.00797 100 22.93 0.639596 0.00419

84

Grafica C.2. Desaparición de Esteres a través del tiempo

Para calcular la constante cinética de reacción se utilizo el método integral de Segundo Orden

�� � ��� � ����� (ec. C.2.)

Para la reacción de Saponificación se supone un orden de reacción de segundo Orden Por lo tanto CA=CB por lo que la ecuación de diseño es:

�� � ��� � ���� (ec. C.3.)

Por lo tanto:

����� � ���� (ec. C.4.)

Se separan las variables

����� � �dt (ec. C.5.)

Desarrollando la integral y estableciendo limites

� ������ ���

���� ���

�

�

1�� �

1��� � ��

1�� � �� ! 1

���

85

Utilizando la ecuación de la recta se obtiene el valor de la cinética de reacción:

" � #$ ! %

" � 1��

# � �

$ � �

% � 1���

En la tabla C.3. Se encuentran las características de orden de reacción, cinética de reacción, así como el tiempo de reacción.

Tabla C.3 Velocidad de reacción, volumen y velocidad de reacción del reactor

Característica Símbolo Magnitud Unidades

Orden de reacción α 2 ---

Cinética de reacción k 0.095 (L/mol min)

Tiempo de reacción t 90 min

86

Los datos de concentración que se presentan en la tabla C.1 fueron obtenidos a partir de espectros de infrarrojo de la saponificación de la cera en diferentes intervalos de tiempo. Estos datos se ajustaron a una reacción de segundo orden.

Para el cálculo del volumen con la ecuación de diseño

� � �� � � ���� (ec. C.7.)

Como se cuenta con un sistema intermitente, sabemos que el número de moles del reactivo base A en un instante cualquiera, puede expresarse de la siguiente manera

�� � ��& ����$� (ec.C.8.). En la siguiente tabla (C.4.) se presenta la tabla de moles de los esteres, estos datos fueron utilizados para obtener el volumen del reactor.

Tabla C.4 Velocidad de reacción, volumen y velocidad de reacción del reactor

Reacción NA0 NA 1 0.309 0.123 2 0.022 0.009 3 0.062 0.024

Por lo tanto se tiene como volumen total del reactor 0.92 m3.