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División de Ciencias Básicas e Ingeniería
INGENIARÍA QUÍMICA
LABORATORIO DE PROCESOS Y DISEÑO III
REVALORACIÓN DE LOS SUBPRODUCTOS DE LA CAÑA DE AZÚCAR
INTEGRANTES:
Vargas Robledo Viviana
ASESORES: Dr. Sergio Revah Mossiev
M. en C. Sergio Hernández Jiménez
México DF, a 18 de abril de 2008
UUNNII VVEERRSSII DDAADD AAUUTTÓÓNNOOMM AA MM EETTRROOPPOOLL II TTAANNAA UUNNII DDAADD II ZZTTAAPPAALL AAPPAA
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RESUMEN
La cachaza es un residuo de la producción azucarera que se genera en el proceso de clarificación del jugo de caña durante la fabricación de azúcar cruda y contiene gran parte de materia orgánica, entre ellas la cera de la caña. Este residuo se destina principalmente como abono en los campos de cultivo y en algunos casos como alimento de rumiantes.
En el presente trabajo se propone una alternativa para revalorizar este residuo mediante la recuperación de sus componentes con solventes orgánicos. Específicamente, se describe un procedimiento de la extracción industrial de ceras provenientes de la cachaza cuya utilización es muy variada. Entre ellas la obtención del Policosanol, producto de alto valor agregado.
El proceso de recuperación de la cera se realiza en un sistema de extracción con
heptano. Posteriormente se lleva a cabo la refinación de la misma utilizando acetona como solvente para eliminar el aceite y la resina presentes en ella. En seguida se obtiene el Policosanol por medio de una reacción de saponificación.
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INDICE
RESUMEN.........................................................................................................................2 INTRODUCCIÓN..............................................................................................................5 CAPITULO 1 .....................................................................................................................6 JUSTIFICACION DEL PROYECTO.................................................................................6 1.1 OBJETIVOS.................................................................................................................6 Objetivo general...............................................................................................................6 Objetivos particulares.......................................................................................................6
1.2 GENERALIDADES .....................................................................................................7 1.3 ESTUDIO DE MERCADO ..........................................................................................8 1.3.1 Estudio de mercado para la cera refinada................................................................8 Demanda..........................................................................................................................8 Oferta...............................................................................................................................8 Competencia.....................................................................................................................8 Precios.............................................................................................................................9 1.3.2 Estudio de mercado para el Policosanol..................................................................9 Demanda..........................................................................................................................9 Oferta.............................................................................................................................10 Competencia...................................................................................................................10 Precios internacionales..................................................................................................10
1.4 UBICACIÓN DE LA PLANTA..................................................................................11 1.5 CONCLUSIONES DE ANALISIS DE MERCADO ...................................................13 CAPITULO 2 ...................................................................................................................14 2.1 ANTECEDENTES BIBLIOGRAFICOS ....................................................................14 2.1.1 Extracción y refinación de cera..............................................................................14 2.1.2 Refinación de la cera.............................................................................................14 2.1.3 Obtención de alcoholes..........................................................................................15
2.2 OBJETIVOS EXPERIMENTALES............................................................................16 2. 3 MÉTODO EXPERIMENTAL ...................................................................................16 2.3.1 Extracción de cera.................................................................................................16 2.3.2 Refinación de la cera.............................................................................................17 2.3.3 Obtención de alcoholes..........................................................................................17 2.3.4Purificación de alcoholes alifáticos.........................................................................17
2.4 RESULTADOS Y DISCUSIÓN.................................................................................18 2. 5 CONCLUSIONES EXPERIMENTALES .................................................................23 CAPITULO 3 ...................................................................................................................24 3.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO ...............................................................................24 3.1.1Extracción de ceras.................................................................................................24 3.1.2 Refinación..............................................................................................................24 3.1.3 Obtención de Policosanol......................................................................................24
3.2 BALANCE DE MATERIA ........................................................................................27 3.3. DISEÑO DE LOS EQUIPOS.....................................................................................29 3.3.1. Secado de cachaza ..................................................................................................29 3.3.1.1 Secador rotatorio................................................................................................29
3.3.2 Obtención de ceras...................................................................................................31 3.3.2.1 Lixiviador de ceras..............................................................................................31 3.3.2.2 Evaporador de Heptano......................................................................................34
3.3.3. Refinación de ceras .................................................................................................36 3.3.3.1 Tanque de agitación............................................................................................36 3.3.3.2 Evaporadores......................................................................................................38 3.3.3.3 Decantadores......................................................................................................40
3.3.4 Obtención de Policosanol.........................................................................................41 3.3.4.1 Reactor de saponificación...................................................................................41
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3.3.5 Bombas....................................................................................................................43 3.3.6 Tanques de almacenamiento.....................................................................................44 3.3.7 Intercambiador de calor............................................................................................45 3.3.8 Compresor ...............................................................................................................47 3.4 EVALUACIÓN ECONÓMICA DEL PROCESO .......................................................47 3.4.1 Costo de equipo.....................................................................................................47 3.4.2 Capital de inversión...............................................................................................49 3.4.3 Costo de mano de obra..........................................................................................50 3.4.4 Costos de operación..............................................................................................50 3.4.5 Rentabilidad..........................................................................................................51
3.5 DESCRIPCION DE LA PLANTA..............................................................................52 3.6. ASPECTOS DE SEGURIDAD..................................................................................54 3.6.1 MEDIDAS ECOLOGICAS.....................................................................................54 3.6.2 MEDIDAS DE SEGURIDAD PARA TRABAJADORES..........................................54
3.7. CONCLUSIONES.....................................................................................................55 3.8 BIBLIOGRAFIA ........................................................................................................56 APÉNDICE A. CÁLCULOS DE BALANCE DE MATERIA ..........................................58 APÉNDICE B. CÁLCULOS DEL DISEÑO DE EQUIPOS .............................................64 B. I Secador Rotatorio ......................................................................................................64 B. II Requerimiento de energía para calentar el aire de 25 a 120 ºC...............................70 B .II.1 Datos para el diseño de equipos transportadores................................................71 B. III Propiedades de la cachaza, aire y heptano en el secador......................................72 B.IV. Diseño extractor de ceras......................................................................................73 B.V. Diseño del decantador............................................................................................75 B.VI. Diseño del evaporador...........................................................................................78 B.VII. Diseño de los tanques de mezclado y del reactor de saponificación......................83 B. VIII. Intercambiadores de calor..................................................................................86 B.IX Compresor..............................................................................................................89 B. X Diseño de la potencia de las bombas.......................................................................90
APENDICE C. Determinación de la constante cinética, orden de reacción para la saponificación de ceras24 ..................................................................................................91 APÉNDICE D. DISEÑO DE REACTOR ........................................................................94 APÉNDICE E. JUSTIFICACIÓN DEL HEPTANO Y ACETONA .................................95 APENDICE F. FICHAS DE SEGURIDAD ....................................................................96
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INTRODUCCIÓN México es el séptimo productor de azúcar de caña 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. Veracruz es la entidad que registra la mayor producción, utilizando 250 mil hectáreas y elabora con sus 22 ingenios 20.4 millones de toneladas de azúcar al año, generando18 millones de toneladas por año de cachaza.
El desarrollo de la industria azucarera ha generado una gran variedad de residuos que han sido poco explotados, como son el bagazo, las vinazas y la cachaza. La cachaza es empleada como abono para los campos agrícolas, aunque la mayor parte de ésta es expuesta a la intemperie provocando contaminación. A la fecha los ingenios azucareros no tienen interés en revalorizar estos desechos.
Además, el azúcar actualmente compite con edulcolorantes, particularmente el jarabe
de maíz transgénico que produce alta fructuosa cuyos precios son más bajo. El jarabe ya se produce en el país, por lo que a mediano plazo, la industria azucarera perderá el mercado del sector de refrescos embotellados, que hoy absorbe el 30% de la producción nacional de azúcar. Ante esa desalentadora perspectiva y la inminente quiebra de muchos ingenios el Gobierno mexicano expropio 27 ingenios. [1]
Recientes investigaciones se han realizado en torno a los residuos del sector azucarero, llamando la atención principalmente la cachaza. Se ha demostrado [3] que ha partir de ésta se puede obtener cera con las características necesarias para ser utilizada en otras ramas de la industria como la farmacéutica y cosmética.
Los estudios que se han realizado acerca de la composición de las ceras de la caña, demostraron que existe un constituyente llamado Policosanol, el cual reduce los niveles de colesterol alto y los niveles de lipoproteínas de baja densidad (LDL), además de que es utilizado como ergogénico y suplemento alimenticio para la disminución y control de peso, sin provocar efectos secundarios en la salud. El Policosanol esta 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 y otros alcoholes en menor proporción (1-tetracosanol, 1-heptacosanol, 1-nonacosanol, 1-dotriacontanol y el 1-tetratriacontanol).[2]
Ya que México es un productor de azúcar y con esta actividad genera gran cantidad de
residuos en el proceso, además de que no existe una industria que se dedique a la extracción de cera de la caña, nos planteamos el objetivo de obtener ceras y Policosanol a nivel industrial.
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CAPITULO 1
JUSTIFICACION DEL PROYECTO
La industria cañera mexicana a lo largo de su historia ha sido importante en el desarrollo nacional. Sin embargo, en los últimos 50 años se han producido grandes rezagos tecnológicos, que tienden a agravarse frente a la creciente competitividad internacional y apertura de nuevos mercados. El desperdicio y la falta de tratamiento de los residuos industriales de los ingenios, aunado al deterioro agro-ecológico, la erosión de suelos y la quema de cañaverales, han impactado negativamente a esta industria.
La cuestión de los residuos se ha convertido en un problema por la creciente
incapacidad para eliminarlos, es por eso que es necesario desarrollar tecnologías que contribuyan a la recuperación de productos a partir de estos, considerando aspectos ambientales y económicos. 1.1 OBJETIVOS
Objetivo general Diseñar una planta de extracción de ceras provenientes de la cachaza de la caña de azúcar.
Objetivos particulares • Estudio de mercado.
• Determinar la capacidad de la planta.
• Distribución y dimensionamiento de equipos de proceso.
• Planteamiento de rentabilidad de proceso mediante un análisis económico (TIR y
TREMA).
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1.2 GENERALIDADES La cachaza es un residuo obtenido en el proceso de la clarificación del jugo de caña
de azúcar; este residuo esta constituido por cera cruda en 10-13%, un 75% de humedad, además de 2% de bagacillo y aproximadamente 3.5% de azúcares disueltos, arcilla e impurezas orgánicas todo este porcentaje esta dado en fracción peso.[3]
Desde el punto de vista químico la cera esta compuesta por esteres y poliésteres de ácidos grasos, hidrocarburos y alcoholes de alto peso molecular. Las ceras pueden estar clasificadas según su origen ya sea de tipo animal, vegetal y mineral.
Las ceras vegetales forman un revestimiento en las hojas, tallos y semillas, ya que son
una protección de la planta contra: los rayos UV, el ataque de insectos y además previene la evaporación de agua.
Los constituyentes de las ceras dependen mucho de la naturaleza de la misma, pero en
general contienen las siguientes sustancias: 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. Estos a su vez están constituidos por 22% de hidroxiácidos y 56% de ácidos grasos normales. Esto últimos contienen 5.8% de acido oleico, 2% de acido 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.[3] Algunas de las características físicas de la cera de caña son: [4]
Tabla 1.1 Características de la cera de caña.[4]
Propiedades Valor
Punto de fusión 65-68 ° C Índice de
saponificación 70-100 mg de sosa/g de cera
Densidad a 25° C 980.29 kg/m3
Viscosidad a 80° C 42 cp Capacidad calorífica
de18 a 120 ° C 1.3 x 104J/kg
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Las ceras derivadas de la caña de azúcar pueden utilizarse en la producción industrial
de papel, tinta, recubrimientos, lacas, cosméticos y abonos. Otro uso potencial se ha encontrado en la industria farmacéutica, ya que a partir de la cera se obtiene una mezcla de alcoholes alifáticos primarios de cadena larga denominada Policosanol, con propiedades que permiten utilizarlo como compuesto activo en formulaciones para reducir los niveles de colesterol [4].
1.3 ESTUDIO DE MERCADO
En el se hace el análisis de mercado para cera y Policosanol, consta básicamente de la determinación de la oferta y demanda.
1.3.1 Estudio de mercado para la cera refinada
Demanda
La cera esta dirigida a empresas que producen y distribuyen cera vegetal tanto en el mercado nacional como en el extranjero. Una de estas empresas es Cenamex que comercializa más de 27 toneladas mensuales de cera de candelilla. Actualmente, esta empresa afronta el problema de sobreexplotación de la planta de candelilla, lo que trae como consecuencia la falta de materia prima para la producción de cera.
Es por este motivo que la producción de cera a partir de cachaza, reemplazara la
producción de cera de candelilla, ya que se ha comprobado que las características fisicoquímicas de estas dos ceras son similares.[5]
Oferta
En México no se extrae cera a partir de la cachaza, sin embargo existen empresas nacionales que se dedican a la producción ceras vegetales. Algunas de estas empresas son Multiceras S. A de C. V y Adiplast S. A de C. V, ambas empresas fabrican ceras vegetales para la fabricación de cosméticos, gomas, tintas, adhesivos, recubrimientos, emulsiones, pulimentos, productos farmacéuticos, etc. Estas empresas buscan mejorar sus productos combinando diferentes ceras vegetales, la característica principal es el punto de fusión. La cera de cachaza tiene un punto de fusión de 65-68º C, siendo este un punto destacado en las ceras que ellos utilizan, por tal motivo la cera de caña de azúcar puede ser útil para estos fines.[5]
Competencia
Dado que su punto de fusión y su aspecto físico característico para la elaboración de productos naturales, cosméticos y medicamentos, la cera de caña puede competir con la producción de cera de candelilla.
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Precios
Los precios de la cera de caña de azúcar serán tomados de acuerdo al precio de la cera de candelilla. En la Tabla 1.2 se muestran los precios que se otorgan por kilogramo de cera en tres diferentes países, que son los compradores de la empresa Cenamex.
Tabla 1.2. Precios de cera.
Cera Precio por kg (USD)
País
candelilla 2.4 México
candelilla 3.8 Japón
candelilla 5.2 Italia
1.3.2 Estudio de mercado para el Policosanol
Demanda
El Policosanol está dirigido a derechohabientes con diagnóstico previo de hipercolesterolemia que asistan a instituciones privadas y a consultorios particulares. Según datos reportados por la INEGI, en México existen actualmente 104 millones de habitantes, de las cuales ENSANUT[1] reporta que de la población que asiste a consultorios particulares, el 30.8% padece hipercolesterolemia y de la población que es derechohabiente de hospitales privados, el 25.6% tiene el mismo diagnóstico.[6]
PEMEX, SEDENA,ESTATALES 11.8%
PRIVADOS Y PARTICULARES 56.4%
ISSSTE 16.3%
IMSS 15.5%
Figura 1. Distribución de población con Hipercolesterolemia que asisten a diferentes
instituciones de sector Salud.
Por lo tanto, la población que tiene las posibilidades de adquirir el producto son
aproximadamente 16 millones de personas, esto es porque en las instituciones públicas y estatales administran el medicamento.
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Oferta Los productos existentes en el mercado ofrecen regularmente cajas de 20 a 30 tabletas
con una cantidad de 5 a 20 mg de Policosanol (como principio activo). En el caso de obtención de Policosanol de cera de caña, se ofrecerá un producto que compita en precio y calidad con lo que existe en el mercado, debido a que se elaborara con materias primas que actualmente no tienen un valor agregado, además de que representan un problema de contaminación para la industria azucarera nacional. [6]
Competencia En México no hay registro de empresas que se dediquen a la obtención de Policosanol,
sin embargo, el producto es vendido dentro del país ya que es importado, por tal motivo cabe la posibilidad de la competencia. Algunos laboratorios mexicanos como “Mercol” de Laboratorios Exakta S. A de C. V y “Dupla” de laboratorios Grupo Carbel S. A; se dedican a comprar el Policosanol (activo) a la industria farmacéutica cubana Laboratorios Dalmer S. A.
Precios internacionales
En el Mercado internacional, se encuentran diversos medicamentos que contienen Policosanol, en la tabla 1 se muestran uno de los precios y el país de localización:
Tabla 1.3. Precios de Policosanol como principio activo.
Producto Precio (USD) País Plicosanol 1000 Cuba
Policosanol 1200 Japón
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1.4 UBICACIÓN DE LA PLANTA
Para determinar la localización de la planta es 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 hay una disposición de materia prima (cachaza). En la Tabla 1.4 se muestran los estados que cuentan con ingenios productores de azúcar, que serán los posibles proveedores de materia prima para la producción de Policosanol.
Tabla 1.4 Numero de ingenios cañeros por estado en México.
Estados productores Número de ingenios Veracruz 22
Jalisco 6 San Luis Potosí 4
Oaxaca 4
Michoacán 3 Tabasco 3 Sinaloa 3
Chiapas 2 Nayarit 2 Puebla 2
Tamaulipas 2
Morelos 2 Quintana Roo 1
Colima 1
Campeche 1 Datos obtenidos de la Unión Nacional de Cañeros, AC.-CNPR
A partir de la tabla 1.4, se establece que en el estado de Veracruz, Jalisco y Oaxaca, San Luis Potosi en ellos existe la posibilidad de establecer una planta de extracción de cera, dado que el número de ingenios existentes en esos estados, podrían abastecer la materia prima necesaria para la extracción de cera. Para la ubicación de la planta se hizo uso del método cualitativo denominado “por puntos”, este método consiste en asignar a una serie de factores que se consideran relevantes para la localización.[7] Los necesidades y ponderaciones se muestran en la Tabla 1.5.
Tabla 1.5. Aspectos de la localización de la planta.
NECESIDADES PORCENTAJE Demanda 10 Materia prima 35 Servicios 10 Transporte 15 Normas ambientales 15 Ubicación 15
Total 100
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A continuación se presenta la tabla de ponderaciones para los estados de Jalisco, Oaxaca, Veracruz:
Tabla 1.6. Datos de ponderación para la ubicación de la planta.
Veracruz Jalisco Oaxaca
Calificación Ponderación Calificación Ponderación Calificación Ponderación
Demanda 3 0.1 4 0.1 3 0.1
Materia Prima
4 0.35 3 0.35 3 0.35
Servicios 4 0.1 4 0.1 4 0.1
Transporte 4 0.15 4 0.15 3 0.15
Normas ambientales
4 0.15 4 0.15 4 0.15
Clima 4 0.15 4 0.15 4 0.15
Total 3.9 3.65 3.4
NOTA: Los valores tomados para la ponderación son: 4-MUY BIEN; 3-BIEN; 2-REGULAR; 1-MAL; 0-NULO. Con la tabla 1.6, se elige el estado de Veracruz, ya que su ubicación cuenta con excelentes vías de comunicación, materia prima, infraestructura y servicios que ofrece.
Para localizar la ciudad en la que se ubicara la planta, se hizo con necesidades y
ponderaciones. El mapa esta dividido en tres zonas (Centro, Sur y Norte) como se muestra en la figura 1.1
Figura 1.1. Estado de Veracruz
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Tabla 1.7. Ponderación del estado de Veracruz
Zona Norte Zona Centro Zona Sur Calificación Ponderación Calificación Ponderación Calificación Ponderación
Materia prima
2 0.50 4 0.50 1 0.50
Servicios 3 0.20 3 0.20 3 0.20 Normas
ambientales 4 0.20 4 0.20 4 0.20
Clima 2 0.10 4 0.10 4 0.10 Total 2.6 3.8 2.3
Por los resultados expuestos en la Tabla 1.7, se decide que la planta estará ubicada en
la zona centro del estado de Veracruz, debido a que ahí se encuentran 18 ingenios azucareros de los 22 con los que cuenta el estado. Específicamente, se elige el municipio de Córdoba, en donde se localiza el ingenio azucarero San Miguelito, que produce 97453 Toneladas de cachaza anualmente, siendo este el ingenio que proporcionará la materia prima (cachaza). Este ingenio será nuestro principal proveedor por dos razones principales: pertenece al grupo SAGARPA, lo que indica que el precio de la materia es mas barata debido a que pertenecen al Estado, y la segunda razón es la cantidad de cachaza que produce al año, que es la necesaria para proveer la cantidad de materia prima necesaria para la planta.
Córdoba es una ciudad comercial, se encuentra bien comunicada con el Distrito Federal y el puerto de Veracruz (por sendas autopistas y carreteras libres) que es el lugar donde se adquirirán los solventes necesarios.
1.5 CONCLUSIONES DE ANALISIS DE MERCADO La planta de extracción de ceras a partir de cachaza estará ubicada en el Estado de Veracruz por la gran cantidad de ingenios con localización especifica en el Municipio de Córdoba ya que se encuentra el ingenio de San Miguelito, que tiene una producción de cachaza que abastecerá la necesidad de materia prima de la planta, y que cuenta con los servicios requeridos para la instalación de esta industria. Con la producción de Policosanol se revalorizarán los residuos de la producción de azúcar de la caña en especial la cachaza, convirtiéndolo en un subproducto, y tener un beneficio económico dándole un valor agregado a los residuos.
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CAPITULO 2 2.1 ANTECEDENTES BIBLIOGRAFICOS
2.1.1 Extracción y refinación de cera
En años anteriores se han realizado múltiples experimentos para extraer la cera de la caña, pero ninguno estos métodos encontró utilización industrial, hasta que se adoptó el método de extracción con solventes selectivos para separar la cera contenida en la cachaza, obteniéndose así un producto constituido por 3 fracciones: cera dura, aceite y resinas.
En 1916 la firma inglesa Rose Dows and Thomson, ofreció el proceso de Merz, que consiste en la extracción de la cera cruda. La cachaza se somete a un proceso de secado para después ser extraída con heptano a 15 – 20º C, disolviéndose, de esta manera, la fracción grasa o aceite.
Sweenson, en 1940 patentó un proceso para la extracción de la cera cruda a partir de la
cachaza utilizando heptano en una columna de platos perforados.[2] Orjuela en el 2006 presenta un proyecto para la extracción de cera a partir de la
cachaza y al realizar la caracterización fisicoquímica de esta cera, encuentra que su composición química es muy similar a la de la cera de candelilla.
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 se basa en el proceso para eliminar la parafina de los aceites lubricantes producidos del petróleo, diferenciándose del mismo ya 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.[2]
♦ Eliminación de la fracción resinosa o aceite soluble en acetona, a 25º C. ♦ Eliminación de la fracción resinosa insoluble en acetona, a 95 – 100º C.
Entre los años 1970-1980 Cuba fue uno de los países pioneros que incursionaron el la extracción de cera cruda en forma experimental, utilizando como solvente alcohol etílico del cual se obtenía cera refinada, aceite y resina.
Díaz y Fernández en el 2000 realizaron la refinación de cera cruda. El proceso de
separación se hace utilizando la diferencia de solubilidad de estas fracciones en alcohol a diferentes temperaturas. La cera cruda fundida se mezcla con etanol frío de alto grado alcohólico para separar el aceite, después la cera desengrasada se mezcla con etanol caliente, obteniéndose en el extracto la fase rica en cera y en el refinado la fracción rica en resina. La agitación se mantiene en 400 rpm durante una hora. [8]
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2.1.3 Obtención de alcoholes
El interés por obtener los alcoholes alifáticos provenientes de la cera de caña comenzó
aproximadamente hace diez años. El medio para obtener estos compuestos es casi siempre por vía de saponificación.
Horn y Martic (1957) proponen un método para la obtención de alcoholes grasos a partir de la cera cuticular de la caña de azúcar, que se basa en la saponificación homogénea con hidróxido de potasio alcohólico, seguido de una esterificación del material insaponificable y posteriormente una destilación molecular. Otra forma de separación de la mezcla de alcoholes es a través de una columna de alta eficiencia y alto vacío. Finalmente, dichos autores regeneran los alcoholes empleando hidróxido de potasio.
En otro trabajo, Lamberton[9] (1965) propone un proceso de saponificación similar al
anterior para la separación de alcoholes a partir de cera cuticular de caña de azúcar, en el cual se desarrollo una separación de la parte insaponificable, por cromatografía de columna sobre alúmina. Obtuvieron así 3 fracciones: una minoritaria de hidrocarburos, otra de compuestos carboxílicos y carbonílicos conjugados, ambas diluidas con una mezcla de n- hexano/tolueno y una tercera fracción con los alcoholes (la cual representa el 40 %) diluida con cloroformo.
Martínez y Castro (2002), realizaron una caracterización de los compuestos que se
encuentran en la cera obtenida a partir de la cachaza de caña de azúcar. Esto se realizó siguiendo una metodología para la extracción y purificación. Los alcoholes alifáticos de cadena larga y los ácidos grasos se obtuvieron por saponificación de la cera cruda utilizando NaOH en 25% de exceso y etanol al 95%. La cantidad de NaOH se calculó con respecto al índice de saponificación. Seguida de una purificación de la mezcla saponificada por filtraciones a presión reducida y secado a 50° C. Teniendo como resultado un útil procedimiento para aprovechar la cachaza como fuente alcoholes de alto peso molecular, ácidos grasos y fitoesteroles.[10] Conclusiones
Para la extracción de ceras se recomienda el uso de solventes orgánicos no polares y mezclas de ellos, tales como hexano y heptano ya que se ha demostrado una adecuada eficiencia de extracción.
Del análisis bibliográfico para refinar la cera cruda se puede concluir el uso de
diferentes solventes orgánicos principalmente la acetona y el isopropanol debido a que son los que han presentado mejores resultados en la separación de los componentes de la cera cruda.
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.
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2.2 OBJETIVOS EXPERIMENTALES
� Evaluación a nivel experimental de dos sistemas de extracción para la obtención de cera.
� Evaluación de parámetros de extracción (relación solvente/ cachaza).
� Refinación de cera para obtener un producto que puede ser usado en la industria
farmacéutica y cosmética.
� Obtención de Alcoholes Alifáticos primarios (POLICOSANOL) a partir de la cera proveniente de la cachaza de la caña de azúcar.
2. 3 MÉTODO EXPERIMENTAL
La etapa experimental se dividió en dos secciones. La primera se refriere a la extracción de cera de la cachaza con la finalidad de determinar el equipo de extracción y los parámetros de dicho sistema, subdividiéndose en la refinación de la cera obtenida. La segunda parte, tuvo como objetivo extraer y purificar la mezcla de alcoholes alifáticos.
2.3.1 Extracción de cera Elección del equipo
Para obtener cera de la cachaza se evaluaron dos sistemas, una configuración de tanque agitado de vidrio tipo batch y un aparato tipo Soxhlet. En ambos equipos se utilizó una relación en peso de 1:5 cachaza-solvente para determinar la cantidad de cera extraída. Selección del solvente de extracción
Se analizaron 3 solventes orgánicos no polares: Heptano (OmniSolv, 99.97%), Hexano (J.T.Baker, 100%) y una mezcla Heprano-Tolueno (50% en peso) (J.T. Baker, 99.9%). Cada uno se evaluó con 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 235 mL para comenzar los ciclos. Las relaciones de cachaza: solvente en términos másicos fueron 1:4, 1:5, 1:6,1:7 y 1: 8. Ciclos (Recirculaciones)
Se determinó el número de ciclos del solvente sobre la cachaza para obtener el grado de extracción que tiene cada recirculación. La temperatura del solvente se encuentra entre 90 y 95 ºC. El número de recirculaciones realizadas fueron: 4, 5, 6, 7, y 8.
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2.3.2 Refinación de la cera
Para refinar la cera se emplearon 3 solventes diferentes: Acetona (J.T. Baker, 99.5%), alcohol etílico anhidro (J.T Baker, 99.9%) e Isopropanol (J.T. Baker, 99%). La cera cruda se puede separar en tres fracciones. La cera se mezcló con el solvente en una relación másica de 1:5 con agitación constante durante 1.5 hr, 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 1.5 horas para separar la fracción resinosa. Posteriormente se filtró en caliente. El sólido recuperado es cera refinada.
2.3.3 Obtención de alcoholes
Una muestra de 10g de cera se disuelve en 100 mL de una mezcla etanol-agua al 50% (v/v). 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%) en un 25% en exceso (en peso). 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 y 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.
2.3.4Purificación de alcoholes alifáticos
La partículas sólidas recolectadas en el papel filtro contienen los alcoholes alifáticos al igual que sales de ácidos grasos y fitoesteroles, por lo que es necesario la purificación del material sólido obtenido, esto se realiza utilizando acetona (pureza) como solvente (100mL) en un reflujo por 5 minutos. La solución resultante se filtró en caliente. Cuando se alcanzo la temperatura ambiente, se filtró nuevamente bajo presión reducida y se purificó lavando con etanol al 95%. El producto es secado en un horno a 50° C.
18
2.4 RESULTADOS Y DISCUSIÓN
En el sistema de tanque agitado la recuperación de solvente fue menor que en el otro sistema, esto se atribuye a que el sistema no es hermético y la temperatura de operación era muy cercana a la temperatura de ebullición de los solventes, por tal motivo se tuvieron perdidas importantes de solvente; de igual manera la cantidad de cera obtenida es menor en comparación con la que se obtiene en el aparato tipo soxhlet. Para cada experimento se realizaron 3 extracciones con cada uno de los distintos solventes propuestos. En la Tabla 2.1 se resume los resultados para la selección de equipo y solvente. Un parámetro relevante para esta elección es el rendimiento el cual se define de la siguiente manera.
cachaza de g
cera de goRendimient % = (2.1)
Tabla 2.1 Elección de equipo y solvente
Solvente Equipo Punto de ebullición de solvente (ºC)
% rendimiento
de cera
%Recuperación de solvente.
Heptano Tanque agitado
98 10.2 81.29
Heptano+Tolueno Tanque agitado
Tolueno 110.8
Heptano 98
11.2 72.52
Hexano Tanque agitado
69 0 0
Heptano Soxhlet 98 15.0 83.33
Heptano+Tolueno Soxhlet Tolueno 110.8
Heptano 98
13.1 76.90
Hexano Soxhlet 69 4.6 70.41
A partir del análisis de los datos obtenidos en la Tabla 2.4.1 se elige el equipo soxhlet por que presentó mayor eficiencia en la obtención de resultados, ya que se obtuvo el 15% de cera comparado con el 10.2% obtenido en el tanque agitado, si bien la diferencia de porcentaje de cera obtenida es del 4.8 % es importante mencionar que el solvente utilizado también contribuye a esta decisión. Para identificar al mejor solvente es necesario saber que la similitud química entre el solvente y la cera está principalmente determinada por la existencia de fuerzas de atracción. Las moléculas de cera estarán dispuestas a separarse si es que el solvente les ofrece la posibilidad de interactuar con ellas con el mismo tipo de fuerzas de atracción que las mantenía unidas, entonces se puede esperar que se produzca una disolución.
Ahora bien, la identificación y cuantificación de este tipo de fuerzas de atracción del
solvente son posibles gracias a la determinación de sus parámetros de solubilidad. En la figura E.1 (Apéndice E) se puede apreciar cuáles familias de solventes se ubican dentro del área de solubilidad de las ceras. Por lo tanto, se elige al n-Heptano como solvente. Para aspectos de seguridad y efectos ambientales ver Pág. 51.
19
Determinación de la relación cachaza: solvente y número de recirculaciones para la extracción de ceras
El análisis de resultados demuestra que la relación cachaza: solvente que satisface los objetivos planteados es la relación 1:5, como se puede observar en el Gráfico 2.4.1. La cantidad de cera obtenida en esta relación es menor en comparación a la de 1:6, a pesar de este resultado se elige dicha relación debido a que, conforme se aumenta la cantidad de cachaza la diferencia de cera obtenida es mínima (0.05g); esto corresponde a que la cachaza y el solvente alcanzan un equilibrio termodinámico y ya no es posible seguir extrayendo mas cera.
0.1050
0.1488 0.1507 0.1559 0.1606
0.0000
0.0200
0.0400
0.0600
0.0800
0.1000
0.1200
0.1400
0.1600
1:4 1:5 1:6 1:7 1:8
g cera / g cachaza
alimentada
±0.0009
±0.0007 ±0.0006 ±0.0004 ±0.0006
Gráfico 2.1. Determinación de la relación de cachaza-solvente en un sistema tipo soxhlet con
heptano a una temperatura de operación de 95°C.
Para definir el número de ciclos en el equipo se cuantificó la cantidad de cera extraída
con diferentes números de recirculaciones, en el Gráfico 2.4.2 se observa cómo a partir de 6 recirculaciones la cantidad de cera obtenida es similar, es por esto que un mayor numero de reflujos ya no son de interés para la extracción, además de un gasto excesivo de energía.
0.54000.5644
0.5976 0.6130 0.6207
0.0
0.2
0.4
0.6
0.8
4 5 6 7 8
Recirculaciones
Cer
a (g
)
con incertidumbre de ±0.0001
Gráfico 2.2. Determinación de numero de recirculaciones con un relación de 1:5 en un sistema
tipo soxhlet, con una temperatura de operación de 95° C.
20
Caracterización de la cera
Para reconocer la calidad o el tipo de cera que se obtuvo, es necesario caracterizar el productoA continuación se muestran las pruebas realizadas a la cera cruda.
Tabla 2.2 caracterización de cera cruda
Los datos de la tabla muestran que el producto obtenido es cera de cachaza de caña de
azúcar, siendo que las características se encuentran dentro del rango reportado en la literatura. Refinación de la cera
La relación cera: solvente es de 1:5. Los resultados se muestran en la Tabla 2.3; la acetona es el solvente con el se obtiene mayor rendimiento comparándolo con los otros dos solventes; con la definición de rendimiento ya antes dada.
Tabla 2.3. Refinación de cera.
Se puede notar que los tres solventes utilizados funcionaron para la refinación de cera, puesto que con todos se obtuvo un rendimiento de cera. El punto de fusión se determina para rectificar que lo obtenido es cera refinada; el rango reportado en la literatura es de 77-79° C, mientras que la obtenida experimentalmente es de 77-78 º C por lo que podemos decir que lo obtenido es cera refinada. Espectrometría de cera cruda y refinada
Se realizo una espectrometría para la cera de cruda, refinada y candelilla; la cual fungirá como patrón ya que se encuentra reportado (Orjuela 2006) que poseen estructuras químicas muy similares.
En el Gráfico 2.3 se muestra que ambas ceras son similares en su estructura funcional, como ya se había mencionado anteriormente lo cual concuerda con lo reportado por Orjuela.
Características Experimental Literatura µ cp 42.2 42
Punto de fusión º C 68 68-65 espectrometría 1300-1400 1100-1400
Solvente Cera cruda (g)
Tebullición de solvente (ºC)
% rendimiento de cera
Punto de fusión de cera refinada (°C)
Acetona 1.3365 56 48.19 78 Etanol 1.9350 79 42.56 77 Isopropanol 0.6134 83 20.44 78
21
35
45
55
65
75
85
95
105
400 900 1400 1900 2400 2900 3400 3900cm -1
CERA CRUDA
CERA REFINADA
C-H
OH
C-O
C=O
C-H
% T
ran
sm
ita
nc
ia
Grafico 2.3. Comparación entre cera de caña cruda, refinada y cera de candelilla.
Del gráfico anterior se puede localizar algunos de los grupos funcionales más
importantes 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 estan ubicados en el rango de 3200-3600 cm-1 y finalmente los esteres se localizan de 1200-1400cm-1, los alcoholes alifáticos están contenidos dentro de estas moléculas. Obtención de Policosanol
La extracción de alcoholes alifáticos de la cera saponificada se realizó mediante una reacción de saponificación. La reacción se efectúo a una temperatura de 70º C, manteniendo a agitación.
El tiempo requerido para la reacción se determinó monitoreando la desaparición de
las bandas de ésteres (2700-3000cm-1) y la aparición de las bandas del grupo OH (3300 cm-
1). En los gráficos subsecuentes se observa el transcurso de la reacción. Las muestras se tomaron cada 20 minutos.
22
40
50
60
70
80
90
100
110
400 780 1160 1540 1920 2300 2680 3060 3440 3820
cm-1
%T
12
Grafico 2.4. Muestra 1 y 2.
En esta primera gráfica se observan las muestras obtenidas al minuto 20 y 40 respectivamente. En la muestra 2 se logra observar la aparición de los grupos OH.
40
60
80
100
400 800 1200 1600 2000 2400 2800 3200 3600 4000
cm-1
T%
34
5
Grafico 2.5. Muestra 3, 4 y 5.
En este grafico observamos que en la muestra 5 se presenta una mayor desaparición
de los esteres 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 purificar el producto. Al finalizar el proceso de purificación y secado del sólido obtenido se detectó la presencia de algunos cristales cuyas características físicas son las de un sólido blanco amorfo y de acuerdo a lo reportado en la literatura 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.
23
2. 5 CONCLUSIONES EXPERIMENTALES Los resultados obtenidos permiten formular las siguientes conclusiones:
• Se logró una extracción de cera a partir de la cachaza con un rendimiento del 15%.
• Del análisis de los sistemas de extracción se eligió el equipo soxhlet ya que tiene mejores condiciones de operación para la obtención de cera.
• Con respecto a los parámetros de extracción, se concluye el heptano como solvente,
una relación cachaza: solvente 1:5 y 4 ciclos en el equipo.
• El solvente con mejores resultados para la refinación de cera es la acetona, ya que se obtiene mayor cantidad de cera refinada.
• Se logró determinar los parámetros de reacción, sin embargo, la purificación del
Policosanol requiere de una técnica más especializada.
24
CAPITULO 3
3.1 DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
El proceso esta dividido en 3 secciones: extracción de cera de la cachaza, refinación de la cera y obtención de Policosanol. La cachaza deberá entrar libre de humedad al inicio del proceso por lo que deberá ser secada antes. Todo el proceso es por lotes debido a los tiempos que se requieren en cada operación.
3.1.1Extracción de ceras
La cachaza húmeda es introducida a un secador rotatorio en donde se le disminuye el
exceso de humedad para después enviarla al sistema de extracción (L1-L3). Este sistema consta de tres extractores que funcionan alternadamente en donde se introduce el solvente a una temperatura de 96º C con un tiempo de extracción de 30 minutos. La cachaza es transportada por canjilones. Al término de la extracción, la solución de solvente-cera se bombea a un evaporador en el que se separa el heptano (E1, E2). Debido a que un evaporador no es suficiente para separar el solvente permitido en la cera, se envía a otro evaporador (E3) para eliminar el solvente sobrante. La cera cruda que sale de este evaporador es la materia prima para el siguiente proceso, la refinación.
3.1.2 Refinación
La cera cruda es mezclada durante 1.5 hr en un tanque (M1) con 5 Kg de acetona por cada Kg de cera, manteniéndola a 25º C, esta operación es para eliminar la fracción aceitosa de la cera. Posteriormente, la suspensión formada es separada con un filtro (F1) en que se retiene la cera sólida, los aceites mezclados en la acetona se separan nuevamente con un evaporador (E4).
La cera sólida libre de aceites es llevada a un segundo tanque de mezclado (M2) que opera a 90ºC y 3 atm de presión, durante 1.5 hr, en esta etapa las ceras son solubles en la acetona a esta temperatura. La mezcla es separada en un decantador (D1), en donde la resina se deposita en el fondo y la cera queda en solución. Esta solución se bombea a un evaporador (E5) para retirar la acetona que contiene. Los productos finales de este proceso son: los aceites, las resinas y la cera refinada.
3.1.3 Obtención de Policosanol
Una vez obtenida la cera refinada, una parte es destinada como producto final, es decir, esta lista para su venta al mercado; la otra cantidad se utiliza para obtener Policosanol. La mezcla de alcoholes alifáticos se obtiene con una reacción de saponificación que se lleva a cabo en un reactor batch (R1). El tiempo de reacción es de 1.5hrs y la temperatura es de 70º C. Al final de la reacción la mezcla es filtrada (F2). La reacción tendrá dos productos principales, en la que nos interesa la parte insaponificable en donde están disueltos los alcoholes de alto peso molecular. La materia saponificada sólida se utiliza como materia prima para productos de limpieza.
25
Los alcoholes serán aislados en un laboratorio de alta tecnología ubicado en la planta.
Tabla 3.1 Descripción utilizada en el esquema 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 I1, I2, I3
Figura 3.3 Esquema de proceso.
27
3.2 BALANCE DE MATERIA
A continuación se presentan las cantidades de materia (en Kg) que entran y salen de cada unidad de proceso, este balance se realizó por un lote de producción, al día se procesan 48 lotes. El balance de materia se ha agrupado en las siguientes tablas, divididas en las 3 secciones en las que se divide en proceso. Los cálculos se encuentran en el Apéndice A. Esta primera tabla corresponde a la extracción de cera cruda de la cachaza y la recuperación del solvente empleado en esta etapa.
Tabla 3.2 Balance de materia para la obtención de cera cruda
Sustancia C1 C2 C3 C4 C5 C6 C7 C8 C9 Cachaza 431.70 431.70
Cera cruda
47.93 47.93 47.45 0.55
47.45 0.48 46.97
Heptano 2396.00 2156.40 239.60 21.56 2134.84 21.56 21.35 0.21
Después de la extracción, la cera cruda se refina con acetona. Los datos del balance de materia se muestran en la siguiente tabla.
Tabla 3.3 Balance de materia para el proceso de refinación de cera
Sustancia C10 C11 C12 C13 C14 C15 C16 C17 Cera
refinada 19.97 22.11
Cera con resinas
1.42 1.40 0.02 26.85
Resina 8.30 4.73
Aceites 18.70 17.75 0.15 17.60 0.95
Acetona 234.81 234.81 223.06 220.83 2.23 11.75 127.25 139
Sustancia C18 C19 C20 C21 Cera refinada
21.66 0.45 21.44 0.22
Cera con resinas
Resina 0.1 4.63 4.46 0.05 Aceites Acetona 136.22 2.78 2.37 133.85
28
La tercera parte del proceso es la correspondiente a la reacción de saponificación de la cera refinada, los alcoholes de alto peso molecular se encuentran disueltos en la parte insaponificable de la reacción. El balance de materia en esta unidad está expresado en términos de moles; posteriormente, para corroborar el resultado se hace un análisis en unidades de masa.
Reacción NA0 NA NB Nc 1 0.0031 0.00127 0.00191 0.0019 2 0.00023 9.4E-05 0.00014 0.00014 3 0.00064 0.000256 0.00038 0.00038
Moles totales 0.00406 0.00162 0.00244 0.00244
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.
El balance de materia se puede comprobar de manera siguiente: 12.05+0.879=10.53+0.716+0.988+0.678
29
3.3. DISEÑO DE LOS EQUIPOS En las páginas posteriores se muestran las características de los equipos, los cuales están ordenados según la sección correspondiente dentro del proceso. Es importante mencionar que sólo se describen aquellos que están relacionados con las operaciones unitarias más importantes y determinantes, tales como secado, evaporación, mezclado, entre otras. Se anexan tablas a cada figura donde se ponen datos del tamaño, condiciones y tipo de material de construcción. Para conocer a fondo el cálculo del diseño y otros criterios tomados en cuenta consúltese el apéndice A.
3.3.1. Secado de cachaza
3.3.1.1 Secador rotatorio
Antes de que la cachaza sea alimentada al proceso de extracción, es necesario eliminar la humedad contenida en ella, de no ser así, el agua estaría en contacto con el n-Heptano teniendo de esta manera una etapa más de separación para el n-Heptano y el agua.
Para la elección del equipo de secado se tomaron características físicas de la cachaza
como son: El contenido de bagazo 30%, contenido de humedad 75%, Capacidad calorífica, cantidad de sacarosa (azúcar) 3.5% en base húmeda, el contenido de cera 10%, además de que tiene el comportamiento esponjoso, es decir, que absorbe humedad.
El equipo propuesto para el secado de la cachaza es un secador rotatorio de transferencia
de calor por convección, que cuenta con aspas que permiten la homogeneidad dentro del equipo, además de que se encuentra en constante movimiento como el que se muestra en la figura 3.4. El material de construcción propuesto es acero al carbón, debido a que es un material económico.
Figura 3.4 Secador rotatorio
30
Tabla 3.5 Características de construcción del secador de cachaza
Característica Valor Longitud (m) 18.50 Diámetro (m) 3.50 Aspas por circulo (--) 11 Numero de círculos (--) 30 Espacio entre aspas (m) 0.60 Espesor (m) 0.0003 Material de construcción Acero al carbón Temperatura del gas (C) 120
El secado se realiza con un flujo de aire caliente. Los datos del flujo del aire para el
secado se muestran en la tabla posterior.
Tabla 3.6 Requerimiento de energía para calentar el aire de 25 a 120 ºC Característica Valor
Q KW 5304.66 F vapor (Kg/min) 0.43
HA (J/Kg) 0.50 Gs (Ton/min) 7.90
31
3.3.2 Obtención de ceras
3.3.2.1 Lixiviador de ceras
El proceso de extracción de ceras se lleva a cabo en un sistema semicontinuo, que consiste en torres de lixiviación donde un lote de sólido se pone en contacto por un determinado tiempo con solvente, que es administrado continuamente.
El tiempo de contacto requerido para llevar a cabo la separación de cera se estableció de acuerdo a los resultados de la experimentación (ver capítulo 2), donde se encontró que el óptimo es de 30 minutos.
De acuerdo al volumen requerido para el procesamiento de cachaza por día, que es de 13m3 aproximadamente, se proponen 3 separadores con un volumen de 4.3m3 cada uno; aumentando un 25% se obtiene una capacidad de 5.7m3 por extractor de ceras. .
Tabla 3.7 Características de los separadores de cera de cachaza
Característica Valor Número de extractores 3 Volumen de cada extractor (m3)
5.7
Diámetro (m) 1.5 Altura (m) 3. Separación entre las torres (m) 1.5
Tiempo de contacto (min) 30 Se sugiere que el material de construcción sea acero vidriado con el fin de evitar la corrosión.
32
Figura 3.5. Diagrama del sistema de extracción de ceras
33
Balance de energía para el extractor El balance de energía en el extractor está dado por la siguiente ecuación:
QH =∆ (3.1) Puesto que no hay contribuciones de energía cinética, potencial, ni trabajo realizado en la extracción, el balance de energía se reduce a la ecuación anterior. El calor Q necesario para llevar a cabo la operación es suministrado por el intercambiador de calor; dado que el extractor se encuentra aislado, es decir, no permite transferencia de calor con los alrededores, entonces el sistema opera adiabáticamente, por lo tanto:
0==∆ QH (3.2)
34
3.3.2.2 Evaporador de Heptano Se diseñan 3 evaporadores de efecto simple para separar la mezcla de cera-heptano
proveniente del proceso de extracción, mediante vapor de agua a 120°C; el diseño de los equipos se realiza conforme al modelo de evaporadores de película descendente de tubos verticales y coraza, con un sobrediseño del 25% en el volumen.
Figura 3.6 Evaporador de película descendente de tubos largos verticales. Evaporador 1 y 2
Éstos operan alternadamente donde la mezcla de alimentación entra con un peso de 2204.320 kg, una temperatura inicial de 90°C y una concentración de 2.17 % de cera cruda; las condiciones de trabajo son 110°C de temperatura y una presión de 1.39 atm; la corriente de salida contiene 69.004 kg con un 68% de cera y se eliminan 47.27 kg de vapor de agua. La presión es de 1.92 atm.
Después de que la mezcla haya sido concentrada en el primer evaporador, es dirigida
hacia un intercambiador de calor con el propósito de aumentar la temperatura a 110 °C, que es la temperatura óptima del producto en el evaporador 3; al realizarse lo anterior se ahorra energía en el calentamiento inicial del próximo proceso.
35
En la tabla 3.8 se muestran las dimensiones para los evaporadores que se utilizan después del sistema de extracción:
.
Tabla 3.8. Características y dimensiones del evaporador 1 y 2 Característica Símbolo Magnitud Unidades
Volumen V 79.78 m3
Área de transferencia tA 36.37 m2
Calor q 400041.03 J/s Número de tubos tN 23 - - -
Diámetro de los tubos do 0.10 m
Diámetro del evaporador
D 3.44 m
Longitud del evaporador
L 6.88 m
Diámetro de la coraza Dc 2.02 m
Longitud de la coraza Lc 5 m
Número de evaporadores
-- 2 ---
Evaporador 3
La mezcla concentrada a la salida de los anteriores evaporadores contiene 31.25% de heptano, por tal motivo, la mezcla nuevamente pasa por otro evaporador para eliminar la mayor cantidad posible de solvente. La alimentación entra a 110°C y a una presión de 1.39atm. El equipo opera a 115°C y 1.59atm. Las dimensiones para este sistema se especifican en la tabla 3.9:
36
Tabla 3.9. Características y dimensiones del evaporador 3 Característica Símbolo Magnitud Unidades
Volumen V 2.05 m3
Área de transferencia tA 2.60 m2
Calor q 5203.92 J/s Número de tubos tN 13 - - -
Diámetro de los tubos
do 0.051 m
Diámetro del evaporador
D 1.01 m
Longitud del evaporador
L 2.03 m
Diámetro de la coraza
Dc 0.59 m
Longitud de la coraza
Lc 1.2 m
Número de evaporadores
-- 1 ---
3.3.3. Refinación de ceras
3.3.3.1 Tanque de agitación
En el proceso de refinación de cera cruda se utilizan 2 tanques de mezclado, en el primero es separada la fracción aceitosa de la cera utilizando acetona a 25º C, característica que permite la solubilidad de los aceites en ella. 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, es en esta etapa donde las resinas son insolubles en acetona caliente por lo que la cera permanece en solución con dicho solvente. El tiempo de operación en ambos mezclados es de 1.5 hr. .
Tabla3.10 Propiedades físicas de los componentes en la refinación
T (25ºC) T( 90ºC) ρ (Kg/m3) µ (cP) Ρ (kg/m3) µ (cP) Acetona 784.584 0.313 277 0.165 Cera 993.145 80 864.997 42.200
37
Los factores para calcular las dimensiones del tanque se describen a continuación:
1=TD
H
; 4.0=
TD
Da
; 1=
Da
E
; 5
1=Da
W
; 4
1=Da
L
Donde: Da = Diámetro del impulsor DT = Diámetro del tanque H = Altura del líquido E = Altura del impulsor W = Anchura de las propelas L = Longitud del impulsor
Figura 3.7 Tanque agitado. Dado que los tanques son cilíndricos, el volumen total se define como:
4
2hDV Tπ= (3.3)
En un tanque cilíndrico vertical la altura deberá ser 2 veces mayor que el diámetro
(h=2d). De la ecuación 3.2 se calcula el diámetro del tanque:
32
πV
DT = (3.4)
38
Con estos datos se determinan las dimensiones y la potencia de la turbina dentro del tanque:
Tabla 3.11 Dimensiones del impulsor en el tanque agitado.
Mezclador1 Mezclador 2 E (m) 0.273 0.301 W (m) 0.055 0.060 Dt (m) 0.683 0.753 Da (m) 0.273 0.301 H (m) 0.683 0.753 N (rpm) 84.386 113.20 P (KW) 3.856 7.979
3.3.3.2 Evaporadores Evaporador 4
En la primera etapa del proceso de refinación, la cera es separada del aceite por medio de
acetona a temperatura ambiente, esta mezcla es conducida a un filtro para posteriormente llevarse a un evaporador. La alimentación es de 222.42 kg con una temperatura de 25°C y concentración de 7.33% en peso de aceite. El evaporador trabaja a 70°C bajo una presión de 1.6atm. La corriente de salida contiene 21.189 kg de alimentación concentrada. En la tabla 3.12 se muestran las dimensiones del evaporador:
Tabla 3.12. Características y dimensiones del evaporador Característica Símbolo Magnitud Unidades
Volumen V 0.93 m3
Área de transferencia tA 1.43 m2
Calor q 78677.46 J/s Número de tubos tN 10 - - - Diámetro de los
tubos do 0.05 m
Diámetro del evaporador
D 0.78 m
Longitud del evaporador
L 1.56 m
Diámetro de la coraza
Dc 0.45 m
Longitud de la coraza
Lc 0.85 m
Número de evaporadores
-- 1 ---
39
Evaporador 5
En la segunda parte de la refinación, la cera proveniente del filtro es llevada a un tanque agitador para mezclarse con acetona caliente, la solución se transporta a un decantador donde se separa la resina que contiene la cera. Posteriormente la mezcla restante de cera refinada con acetona se introduce a un evaporador para finalizar la separación. La alimentación es de 153.31 kg a 90°C y presion de 2.79atm.
En la tabla 3.13 se muestran las dimensiones del evaporador para esta parte del proceso:
Tabla 3.13 Características y dimensiones del evaporador 5 Característica Símbolo Magnitud Unidades
Volumen V 0.72 m3
Área de transferencia tA 1.24 m2
Calor q 40818.11 J/s Número de tubos tN 9 - - - Diámetro de los
tubos do 0.05 m
Diámetro del evaporador
D 0.72 m
Longitud del evaporador
L 1.43 m
Diámetro de la coraza
Dc 0.41 m
Longitud de la coraza
Lc 0.80 m
Número de evaporadores
-- 1 ---
40
3.3.3.3 Decantadores
Dentro de la etapa de refinación de ceras, específicamente en el retiro de las resinas, se utiliza un decantador para separar las mismas de la cera refinada. Debido a su densidad mayor, las resinas descienden al fondo del recipiente y de esta manera son eliminadas, el tiempo necesario para lograr la operación es de 10 minutos, el cual ha sido calculado con la ecuación de velocidad de sedimentación.
Tabla 3.14 Datos del decantador
Característica Valor VT(m3) 0.664 Vc (m
3) 0.626 V i (m
3) 0.038 Lc (m) 1.215 Zc (m) 0.222 Dc (m) 0.810 J (m) 0.100
donde: V i : Volumen de la parte inferior con longitud de Zc
Vc: Volumen de la parte superior con longitud Lc
El material del decantador es acero inoxidable. La figura siguiente es una aproximación de la unidad.
Figura 3.8. Esquema de un decantador
41
3.3.4 Obtención de Policosanol
3.3.4.1 Reactor de saponificación La reacción química involucrada para convertir los ésteres en alcoholes primarios de
cadena larga es la siguiente:
alcoholesgrasosácidosdeSalesNaOHEsteres +→+
Los ésteres que participan en la reacción son octacosanato de alquilo, heptacosanato de alquilo y hexacosanato de alquilo.
El mecanismo de reacción se lleva a cabo dentro de un reactor batch. El volumen
necesario para la producción de policosanol tiene un sobrediseño del 25%. Una vez que el reactor contenga cera refinada, se pone en contacto con NaOH y etanol como solvente, la agitación debe ser vigorosa. El tiempo de residencia es de 90 minutos con una conversión correspondiente del 60%.
Figura 3.9. Diagrama del reactor de saponificación
42
Dimensiones del reactor
En la tabla 3.15 se pueden ver tanto las dimensiones y las condiciones de operación del reactor. Éste está equipado de un agitador de turbina de 4 aspas con inclinación de 45° y un sistema de deflectores para asegurar una mezcla a fondo.
Tabla 3.15. Reactor Batch
Característica Símbolo Valor
Orden de reacción α 2
Cinética de reacción k (L/mol.s) 0.0098
Volumen del reactor V (m3) 0.92
Longitud del reactor H (m) 1.67
Diámetro del reactor Dt (m) 0.84 Ancho de los deflectores J (m) 0.07 Tiempo de residencia
min 90
Temperatura °C 70
Agitación en el reactor
En el cálculo de la potencia y el tipo de agitador del reactor, se utilizan los mismos factores y condiciones de un tanque agitado; para el diseño se han tomado en cuenta las características y propiedades de la mezcla, tales como densidad y viscosidad.
Tabla 3.16. Propiedades físicas de los componentes en el reactor
T (70ºC) ρ (Kg/m3) µ (cP) Etanol 744.720 0.226 Cera 864.997 42.200
43
Los valores obtenidos para el agitador son:
Tabla 3.17 Agitado
Característica Símbolo Valor Diámetro del agitador Da (m) 0.34 Ancho de la paleta W (m) 0.07 Longitud a la que se pone el agitador E (m) 0.34
Revoluciones por minuto rpm 109.27 Potencia del motor P (kW) 7.498
3.3.5 Bombas
En la tabla 3.8 se reportan las potencias de las bombas utilizadas en el proceso, el cálculo se realizó mediante el balance de energía mecánica mejor conocido como Ecuación de Bernoullie.
Tabla 3.18 Potencia de bombas
BOMBAS POTENCIA (HP)
B1 2.5 B2 6.5 B3 0.5 B4 0.5 B5 0.5
44
3.3.6 Tanques de almacenamiento
A partir del balance de materia en la extracción, se conoce que dicha operación
requiere de 115008 Kg/dia de n-Heptano. El solvente es recirculado después de que ha sido separado el producto deseado, sin embargo existen pérdidas de éste en el transcurso, por lo cual se hace necesario renovarlo, por tal motivo se requiere tener una reserva del mismo de 1011442.08Kg por semana.
Tabla 3.19. Dimensiones del tanque de almacenamiento de n-Heptano. Característica Valor
Volumen requerido (m3) 169.9
Volumen máximo(m3) 212.5
Diámetro del tanque (m) 9.8
Altura del tanque (m) 19.6
Tanque de almacenamiento de Acetona.
Para el proceso de refinación de cera es preciso contar con 17374.56 Kg/dia de
Acetona, las pérdidas a lo largo del procedimiento son de 305.76 Kg/dia de Acetona. Por lo que el diseño del tanque se realiza contemplando un almacenamiento para satisfacer al proceso por una semana.
En seguida se presentan las dimensiones del tanque.
Tabla 3.20 Dimensiones del tanque de almacenamiento de Acetona Característica Valor
Volumen requerido (m3) 20.6
Volumen máximo(m3) 25.7
Diámetro del tanque (m) 4.9
Altura del tanque (m) 9.7
En la etapa de Saponificación se utiliza Etanol, el cual es recuperados al 100% ya que sólo funciona como disolvente y no interviene en la reacción.
Los tanques de almacenamiento son cilíndricos verticales de fondo plano, lo que permiten almacenar grandes cantidades volumétricas de solvente con techo flotante, ya que ésto es usual para almacenar productos con alto grado de volatilidad. Este tipo de techo es con el fin de reducir o anular la cámara de aire, además de que proporciona un medio aislante para la superficie del líquido, reduciéndose así la velocidad de transferencia de calor al solvente durante aquellos periodos en que la temperatura ambiente es alta, evitando así la formación de gases (su evaporación), y consecuentemente, la contaminación del ambiental
45
3.3.7 Intercambiador de calor Para la extracción de la cera es necesario que el solvente entre a la columna 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 para después ser enviado al sistema de extracción. El intercambiador es de tubo y coraza de dos pasos con arreglo triangular.
Figura 3.10. Intercambiador de calor
Las dimensiones de este intercambiador se presentan el la siguiente tabla. Tabla 3.21. Características del intercambiador para el heptano
Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia
1.34 m2
Número de tubos
11 ----
Diámetro de los tubos
0.019 m
Diámetro de coraza
0.10 m
Longitud de la coraza
2 m
Requerimiento energético
26.02 KW
tA
tN
do
CD
CL
Q
46
En el segundo mezclador es necesario tener una mezcla de cera con acetona a 90º C para 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 de 25 a 90º C y el segundo intercambiador para calentar la acetona de 25 a 90º C. En la tabla 3.22 y 3.23 se presentan las dimensiones de los mismos.
Tabla 3.22. Intercambiador de calor para cera con resinas
Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia
2.49 m2
Número de tubos
21 ----
Diámetro de los tubos
0.019 m
Diámetro de coraza
0.14 m
Longitud de la coraza
2 m
Requerimiento energético
40.51 KW
Tabla 3.23. Intercambiador para acetona.
Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia
1.80 m2
Número de tubos
15 ----
Diámetro de los tubos
0.019 m
Diámetro de coraza
0.12 m
Longitud de la coraza
2 m
Requerimiento energético
29.31 KW
tA
tA
tN
do
CD
CL
Q
tN
do
CD
CL
Q
47
3.3.8 Compresor Debido a que la acetona cambia a fase vapor con este calentamiento, es necesario comprimirla para enviarla al mezclador en estado líquido. Por lo que es necesario un compresor. La corriente de acetona se comprime isotérmicamente a 90ºC y presión de 1 hasta 3 atm.
Generalmente los compresores trabajan con una eficiencia entre el 75 y 80%.
3.4 EVALUACIÓN ECONÓMICA DEL PROCESO
Mediante la evaluación económica se determinan los recursos económicos necesarios para la realización del proyecto, en él se hace la suma del capital fijo y el capital de trabajo.
El capital fijo es el costo requerido para la construcción del proceso en el están involucrados los costos de terreno, de equipo, de instalación (en general), y de servicios, de instrumentación de control para el proceso. Representando el 85% del costo total de capital de inversión.
En el capital de trabajo, es el capital con el que hay que contar antes de empezar a trabajar (financiar); esto es, hay que costear la primera producción antes de recibir ingresos, comprar la materia prima, otorgar crédito en las primeras ventas.
3.4.1 Costo de equipo
El costo del equipo se hizo mediante el uso de Capcost y chem y Distribuidora de Equipos de procesos químicos Ullmann para cada uno de los siguientes equipos.
48
Tabla 3.24. Costo de equipo Unidad Cantidad Monto por unidad
(USD) Monto (USD)
Secador RA-25 2 466,400 932,800
Bandas transporadoras (Acero al carbon)
32 13,900 444,800
Elevador de gravedad 3 15,000 45,000
Extractor 3 230,400 691,200
Decantadores 1 14,800 14,800
Evaporador de película descendente de tubos largos para separación de cera-heptano de
80m3
2 200800 401,600
Evaporador de película descendente de tubos largos para
separación de cera-heptano de 2m3
1 15400 15,400
Evaporador de película descendente de tubos largos para separación de aceite-acetona de
0.93m3
1 17100 17,100
Evaporador de película descendente de tubos largos para
separación de cera refinada-acetona de 0.72m3
1 22400 22,400
Tanque agitador 2 17500 35,000
Reactor 1 28000 28,000
Filtros 3 295000 885,000
Bomba de 0.5 HP 3 3800 11,400
Bomba de 2.5 HP 1 19000 19,000
Bomba de 6.5 HP 1 49400 49,400
Intercambiador de calor para heptano
1 6300 6,300
Intercambiador de calor para cera 1 10000 10,000
Intercambiador de calor para acetona
1 8000 8,000
Compresor 1 15700 15,700
Tanque de almacenamiento de productos
3 35,000 105,000
Tuberia ----- ------ 14,670
Silos Tanque 2 26000 52,000
SUMA TOTAL
3,824,570
49
3.4.2 Capital de inversión
Teniendo el monto total del equipo del proceso de extracción y de saponificación de ceras, se calcula el monto necesario para los conceptos que conforman el capital fijo, asignándoles un porcentaje determinado del total de costo del equipo (Ulrich, 1984). Una vez determinado el capital fijo, se calcula en base a este el capital de trabajo. En la tabla se desglosa el monto asignado para cada concepto del capital total de inversión, en ella podemos observar que el proyecto requiere una inversión inicial aproximada de $ 14,309,726 USD.
Tabla 3.24 Capital de inversión
Concepto Monto (USD)
Costo de Equipo $ 3,824,570
Costo de instalación del equipo $ 1,246,378
Costo de Instrumentación y control $ 477,336
Costo de instalación de tuberías $ 265,186
Costo de instalación eléctrica $ 291,705
Costos Directos fuera de sitio
Instalaciones $ 477,336
Mantenimiento de instalaciones $ 132,592
Servicios auxiliares $ 928,154
Terreno $ 668,021
Costos Indirectos
Servicios de ingeniería y supervisión $ 875,116
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
50
3.4.3 Costo de mano de obra
El costo de mano de obra esta incluido dentro de capital de trabajo, por lo que solo se hace mención del personal necesario y el sueldo a percibir durante un año de operacion. El cálculo se realiza tomando como base el salario mínimo establecido para la zona C en la cual se encuentra el estado de Veracruz, lugar donde se ubicara la planta.
Tabla 3.25 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
Operarios 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
3.4.4 Costos de operación
El costo de venta del producto está dado por el costo de la materia prima, gastos de administración y gastos de operación, salarios de obreros, servicios auxiliares y mantenimiento de la planta. En la tabla 3.22 se muestran los flujos de materia prima, así como el monto de la misma que el proceso requiere para operar anualmente.
Tabla 3.26 Costo de operación
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
Hidroxido 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
51
3.4.5 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 3.27 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.
52
3.5 DESCRIPCION DE LA PLANTA El esquema que se muestra a continuación describe la distribución de la planta de
extracción de ceras. La ubicación de cada equipo y su localización se muestra en el diagrama.
Figura 3.1 Esquema de la planta.
53
Figura 3.2. Esquema general de la planta de extracción de ceras
54
3.6. ASPECTOS DE SEGURIDAD
3.6.1 MEDIDAS ECOLOGICAS De acuerdo a la NOM-052-ECOL-1993 debemos mantener al n-Heptano aislado de
fuentes de ignición, considerando riesgo de explosión, así como la NOM–CRP-002-ECOL-1993 que hace referencia a disminuir las concentraciones elevadas de solvente en el ambiente para minimizar las posibilidades de explosión, estas concentraciones pueden ser medidas a través de un equipo de medición de gas en el ambiente.
Con la NOM-054-ECOL-1993 se analiza que la cantidad de n-Heptano en la cera es menor en relación a la Acetona, además en los anexos 1 y 2 publicados en la NOM-CPR-001-ECOL-1993 nos indican que estos dos compuestos son incompatibles y no generan una reacción que cambie el equilibrio ecológico y ambiental. Con el anexo 5 de la misma norma la acetona y n-Heptano se encuentra en el grupo 4 (Anexo 4) por lo tanto no reaccionan entre si.
Tomando en cuenta la NOM-056-ECOL-1993 diseñamos el área de confinamiento de los solventes. Teniendo un riguroso control de estos.
Se diseño de tal manera que las fuentes de electricidad estén por lo menos a 60 m de distancia y 3 m de altura, la instalación eléctrica debe de permitir el fácil manejo de estos solventes, con su debido señalamiento informativo, preventivo y restrictivo. En cuanto el señalamiento debe estar sobre placas con dimensiones de 0.60 x 40 m teniendo colores de fondo blanco con biseles y letras grandes.
3.6.2 MEDIDAS DE SEGURIDAD PARA TRABAJADORES
Es necesario evaluar periódicamente a los trabajadores expuestos a las emisiones de n-Heptano y de Acetona, de esta manera se evita alteraciones a 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 debe estar capacitado para el manejo y uso de los solventes como su clasificación n-Heptano No.CAS 67-64-1, Acetona No. CAS-142-82-5 y la simbología de sustancia químicas (rombo de riesgos de sustancias químicas, código de colores y señalamientos que indican obligación) NOM-017-STPS-2001.
Con los señalamientos que indica obligación se preveé al personal para que use 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
55
En caso de emergencia el personal capacitado debe tomar medidas para el control de la emergencia, al momento de llegar los servicios auxiliares ponerse en coordinación para poder auxiliar en el control de la emergencia.
El control de fugas de n-Heptano es con agua (menos de 25ºC) se evitara que aumente la concentración de aire en el ambiente reduciendo la posibilidad de que se generen mezclas explosivas aire-acetona-heptano para la Acetona recoger el liquido o absorber con arena, absorbente e inerte y trasladarlo a un lugar seguro, equipo autónomo de respiración NOM-018-STPS-2000.
Algunas otras medidas preventivas. Por la exposición de n-Heptano y de Acetona se recomienda tomar 2 litros de leche
diarios.
3.7. CONCLUSIONES
Después de conjuntar las 3 partes, estudio de mercado, experimentación y diseño de la
planta se puede concluir que el proyecto se puede llevar a cabo a escala industrial, sin embargo, habrá que considerar algunos aspectos como el manejo de los solventes y la perdida de los mismos.
La purificación del policosanol requiere de una técnica más especializada. Los equipos
para la purificación del policosanol no se especifican debido a que no existen resultados concretos. Por lo tanto no se consideraron en el diseño
A partir de los datos experimentales se realizó el diseño de los equipos que constituyen
la parte fundamental para la obtención de cera y Policosanol. Encontrando que el sistema de extracción y el reactor son los pasos fundamentales para el proceso.
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.
56
3.8 BIBLIOGRAFIA
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Mc. Graw Hill, 2000. Electronic ISBN 0-07-038183-6. 12.Cheremisinoff, N. P., “Handbook of Chemical Processing Equipment”. Editorial
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Hill
58
APÉNDICE A. CÁLCULOS DE BALANCE DE MATERIA Estableciendo la ecuación general de balance de materia, sabemos que las entradas son iguales a las salidas por lo tanto no tenemos acumulación por lo tanto nuestro balance queda de la siguiente manera:
Entradas-Salidas = 0
Entradas = Salidas Se presentan los cálculos de balance de materia de cada para el proceso. Balance de materia en el extractor 1.
Figura A1. Extractor de cera.
Balance de materia por componentes en el extractor de cera. Balance de Cachaza:
04321 =−−+ PPPP
00.070.43100.070.43100.0 =−−+
Balance para n-Heptano. 04321 =−−+ PPPP
00.060.23840.215600.000.2396 =−−+ Balance para Cera:
04321 =−−+ PPPP
00.000.093.4793.4700.0 =−−+
Balance global de materia en el extractor de cera.
04321 =−−+ PPPP
00.030.67133.220463.47900.2396 =−−+
59
Balance de materia en el evaporador 1
Figura A2. Evaporador 1 de n-Heptano.
Balance de materia por componente en el evaporador. Balance para Cera:
0653 =−− PPP
00.045.4748.093.47 =−− Balance para n-Heptano:
0653 =−− PPP
00.056.2184.213440.2156 =−−
Balance de materia en el evaporador 2
Figura A3. Evaporador 2 de n-Heptano
Balance de materia por componente en el evaporador 2. Balance para Cera:
0876 =−− PPP 00.097.4648.045.47 =−−
Balance para n-Heptano: 0876 =−− PPP
00.021035.2156.21 =−−−
60
Balance de materia en el condensador.
Figura A4. Condensador de n-Heptano
Balance de materia por componente en el condensador. Balance para Cera:
0975 =−+ PPP
00.096.048.048.0 =−+ Balance para n-Heptano:
0975 =−+ PPP
00.019.215635.2184.2134 =−+
Balance de materia en el recuperador de solvente.
Figura A5. Recuperador de n-Heptano
Balance de materia por componente en el recuperador de solvente.
Balance para Cachaza:
011104 =−− PPP
00.000.070.43170.431 =−−
Balance para n-Heptano 011104 =−− PPP
00.062.22798.1160.239 =−−
Balance de materia en el mezclador.
Figura A6. Mezclador 1
61
Balance de materia por componente en el mezclador. Para Cera:
013128 =−+ PPP
00.097.4600.097.46 =−+ Para Acetona:
013128 =−+ PPP
00.081.23481.23400.0 =−+
Balance de materia en el filtro.
Figura A6. Filtro 1
Balance de materia por componente en el filtro. Balance para Aceite:
0151413 =−− PPP
00.095.075.1770.18 =−−
Balance par Cera con resinas: 0151413 =−− PPP
00.085.2642.127.28 =−−
Balance para Acetona: 0151413 =−− PPP
00.075.1106.22381.234 =−−
Balance de materia en el evaporado de Acetona.
Figura A7. Evaporador acetona
Balance de materia por componente en el evaporador 3.
62
Balance para Aceite:
0171614 =−− PPP
00.060.1715.075.17 =−− Balance para acetona:
0171614 =−− PPP
00.023.283.22006.223 =−− Balance para Cera con resinas:
0171614 =−− PPP
00.002.040.142.1 =−− Balance de materia en el mezclador 2.
Figura A8. Mezclador 2.
Balance de materia por componente en el mezclador 2. Balance para Cera:
0191815 =−+ PPP
00.011.2200.011.22 =−+ Balance de Resina:
0191815 =−+ PPP
00.073.400.073.4 =−− Balance de Acetona:
0191815 =−+ PPP
00.000.13974.1125.127 =−+
Balance de materia en el decantador.
Figura A9. Decantador 1
63
Balance de materia por componente en el decantador. Balance para Resina:
0212019 =−− PPP
00.063.410.073.4 =−− Balance para Acetona:
0212019 =−− PPP
00.078.222.13600.139 =−−
Balance de Cera refinada: 0212019 =−− PPP
00.045.066.2111.22 =−−
Balance de materia en el evaporador.
Figura A10. Evaporador de Acetona
Balance de materia por componente en el evaporador. Balance de Cera refinada:
0232221 =−− PPP
00.022.044.2166.21 =−− Balance para Acetona:
0232221 =−− PPP
00.037.285.13322.136 =−−
64
APÉNDICE B. CÁLCULOS DEL DISEÑO DE EQUIPOS
B. I Secador Rotatorio Propiedades de cachaza y Agua. Los datos mostrados a continuación son las características de las materias que actúan en el proceso de secado de cachaza. a) Propiedades Cachaza de caña Densidad del sólido seco (ρss) = 114.59 kg/m3 Capacidad calorífica del sólido seco (Cpss) = 0.88 kJ/kg °C Diámetro promedio de partícula (dP) = 0.01249 m b) Aire requerido para el secado Capacidad calorífica del aire seco (Cpa.s) = 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 Consideraciones: 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 el bagazo es despreciable. Tomando estas consideraciones se tiene lo siguiente: TS2 = (60 -10) = 50 °C. TG2 = (60+ 5) = 65 °C. Cachaza de caña Alimentación: Toneladas de sólido húmedo por hora (Kg s.h/h) S = 14375 kg s.h/h. Humedad 75 % Ts1 = 30 °C
s.s O/kgH kg 3 0.75-1
0.75 X 21 ==
65
Aire Y1 = 0.01 kg H2O/ kg a.s TG1 = 120 °C Condiciones de salida Cachaza de caña Humedad 15 %
s.s O/kgH kg 0.17 0.15-1
0.15 X 22 ==
Diagrama de Secador
Figura B.I.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 ( B.I.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
66
Balance de materia: La cantidad de sólido seco alimentado es: Ss = S(1- X1) = 14375 (1 – 0.75) = 3593.75 kg s.s /h El agua a evaporar es: 3593.75 (3-0.17) = 16235.29 kg H2O/h Ss (X1-X2) = Gs (Y2 –Y1) 3593.75 (3-0.17) = Gs (Y2 – 0.01) 16235.29 = Gs (Y2 – 0.01) (B.I.2) Balance de energía: Gs HG1 – Gs HG2 = Ss (HS2 – HS1) + Q (B.I.3) Sustituyendo valores y la ecuación (3), se obtiene Gs(148.35) – Gs (65.6045 + 2619.3Y2) = 3593.75(81.01 – 403.95) + 0 (B.I.4) Resolviendo simultáneamente las ecuaciones (B.I.2) y (B.I.4), se obtiene lo siguiente: Y2 = 0.036 kgH20/kg a.s. Gs = 479889.603 kg a.s / 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 se muestran las temperaturas típicas en forma esquemática para un secador a corriente paralela
Figura B.I.2. Zonas de secado
Zona I: Es la zona de precalentamiento, en donde el sólido se calienta mediante el gas, hasta que la rapidez de transferencia de calor al sólido se equilibra mediante los requerimientos caloríficos para la evaporación de humedad. Realmente en esta zona no ocurre secado ó es muy poco.
67
Zona II: Aquí, la temperatura en equilibrio del sólido permanece básicamente constante, mientras que se evapora la humedad superficial y no ligada. En el punto B se alcanza la humedad crítica del sólido. Zona III: Aquí, ocurren el secado de la humedad de la superficie no saturada y la evaporación de la humedad ligada. Considerando únicamente 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 gas qG puede igualarse a la que se transfiere al sólido q y a las perdidas caloríficas Q. Para una longitud diferencial, dz, se tiene: dqG = dq + dQ (B.I.5) Reordenando: dq = dqG – dQ = U dS(tG –tS) = Ua (tG – tS) dz (B.I.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 Entonces dq = GsCsdT’G = Ua (TG – TS) dz (B.I.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; Cs es el calor húmedo del gas.
GsCs
Uadz
T-T
dTG/ dN
SGtoG == (B.I.8)
y sí se considera que el coeficiente de transferencia de calor es constante,
tOGm
GtOG H
z
t
t'N =
∆∆
= (B.I.9)
Ua
CGH SS
tOG = (B.I.10)
en 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 = (B.I.11)
en donde D = el diámetro del secador.
68
En secadores rotatorios, en la zona II, la diferencia de temperatura promedio es la depreciación del bulbo húmedo promedio del gas, y la superficie del sólido húmedo está a la temperatura de bulbo húmedo del gas. 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 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 =−=
−=∆
0066.0º8155.20
º1384.0' ==∆∆=
C
C
t
GtN
m
IIItOG
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
−+−=∆
69
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
)()(
T-T' GDGC=∆ Gt
C 54.03 65.13-119.16' °==∆ Gt
558.0º81.96
º03.54'==
∆∆
=C
C
t
tN
m
GIItOG
Por lo tanto el número total de unidades de transferencia es:
574.00066.0558.00094.0 =++=totaltOGN
La elección del diámetro standart depende de la cantidad de cachaza que se desea secar. Diámetro estandart (D) = 3.5 m[16] Entonces tenemos que:
mmDA 62.9)5.3(44
22 === ππ
C
Ln
tm º81.96
5.3813.65
5.3816.119)5.3813.65()5.3816.119( =
−−
−+−=∆
70
hmsKgaGs 2/.57.4988462.9
479889.603==
hmsKgsGs 2/.57.37362.9
3593.75==
hmhKgaYGsG pT2/.20.50907
2
031.001.0157.49884)1( =
++=+=
Para que correspondan las unidades cambiamos de horas a segundos 14.14 Kga.h/m2s De la ecuación B.I.11
CmWUa º/4605.3
)14.14(273 367.0
==
De la ecuación A.I.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
Este tipo de secadores en su estructura tiene aspas, a las cuales se le 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. [16] 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.
B. II Requerimiento de energía para calentar el aire de 25 a 120 ºC 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:
vapor/hkg 25909.53 2747.7
171191622.6
H
Q Fvap
vap
===
71
B .II.1 Datos para el diseño de equipos transportadores
a) Bandas transportadoras Para el cálculo de la potencia se utiliza las siguientes correlaciones (norbert)
Tabla B.II.1
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.II.2
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 =
72
B. III Propiedades de la cachaza, aire y heptano en el secador Los datos mostrados a continuación son las características de las materias que actúan en el proceso de secado de cachaza. a) Propiedades Cachaza de caña Densidad del sólido seco (ρss) = 114.59 kg/m3 Capacidad calorífica del sólido seco (Cpss) = 0.88 kJ/kg °C Diámetro promedio de partícula (dP) = 0.01249 m b)Aire requerido para el secado Capacidad calorífica del aire seco (Cpa.s) = 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 Consideraciones: 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 el bagazo es despreciable. Tomando estas consideraciones se tiene lo siguiente: TS2 = (60 -10) = 50 °C. TG2 = (60+ 5) = 65 °C. Cachaza de caña Alimentación: Toneladas de sólido húmedo por hora (Kg s.h/h) S = 14375 kg s.h/h. Humedad 75 % Ts1 = 30 °C
s.s O/kgH kg 3 0.75-1
0.75 X 21 ==
Aire Y1 = 0.01 kg H2O/ kg a.s TG1 = 120 °C Condiciones de salida Cachaza de caña Humedad 15 %
s.s O/kgH kg 0.17 0.15-1
0.15 X 22 ==
73
Figura B.III.1
B.IV. Diseño extractor de ceras.
El proceso de extracción de ceras se realiza en un sistema semicontinuo, donde el solvente entra continuamente al equipo y la cachaza es alimentada por lotes. Debido al volumen total necesario para procesar toda la cachaza, se ocuparan tres extractores de cera.
Sea τ el tiempo de residencia con un valor de 30 minutos, el tiempo necesario para que un lote de materia prima sea tratado con la finalidad de obtener la mayor cantidad de cera.
Q
V=τ (B.IV.1)
Q : Flujo volumétrico en m3/min V: Volumen del separador en m3
Puesto que se conoce la cantidad de cachaza a procesar por día y con los datos de la experimentación se sabe el tiempo necesario para extraer cera, entonces con la ecuación anterior se puede descubrir el volumen que se requiere en la extracción de cera por día.
QV τ= (B.IV.2)
El volumen encontrado es modificado con un 25% del valor real para tener un margen de sobre-diseño.
El tiempo de contacto dado por la experimentación es de 30 minutos, entonces para procesar las 69 ton/día de cachaza requeridas por el mercado obtenemos una masa de:
min/916.47min60
1
24
1
1
1000/69 kg
hr
hr
dia
ton
kgdiaton =
(B.IV.3)
El volumen lo podemos conocer con el dato de la densidad de la cachaza:
74
min/418.0591.114
1min/9166.47 3
3
mkg
mkg =
(A.IV.4)
El flujo encontrado multiplicado por el tiempo de contacto da como resultado el
volumen necesario que es de 12.5445 m3. El dato anterior se divide en tres extractores dando como resultado un volumen para cada uno de ellos de 4.1818 m3 y con un sobre-diseño del 25% es de 5.66m3.
La masa de cachaza en cada extractor es de 1437.5 kg; la experiencia dice que el 10% de la cachaza alimentada es cera, por lo tanto la cera obtenida en cada extractor es de 143.75kg, con la densidad de la misma se obtiene el volumen correspondiente de cera inmerso en el solvente:
33
143.01004
75.143 mkg
mkg =
(B.IV.5)
La cantidad total de solvente que sale del extractor al término de la extracción, es decir
después de 30 minutos es de 3.52m3, el cual sumado con la cera da un volumen total de 3.66m3.
75
B.V. Diseño del decantador
El decantador se utiliza para separar la resina de la mezcla de cera con acetona. Las resinas sedimentan debido a su densidad; el volumen total del decantador se divide en dos secciones, la superior que tenga la capacidad suficiente para contener la acetona y la cera, y una parte inferior para que las resinas sedimenten.
Con el balance de materia se obtiene la cantidad de acetona, cera y resina que entran al decantador. La cantidad de cera que se introduce 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 hace 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 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:
=zV 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:
(B.V.1)
donde Lc = 3r, sustituyendo en la ecuación anterior y despejando r, se tiene que:
(B.V.2)
mL
mr
c 2153.14051.0*3
4051.03
6265.03
==
==π
3
3πcV
r =
cc LrV 2π=
76
C
A
g
m
u
P
p
p
t
ρρ
En el cálculo correspondiente a la sección inferior, se hace la suposición de que el volumen es igual al de un cono, el cual está dado por la siguiente fórmula:
(B.V.3)
Como el radio es el que se calculó anteriormente y el volumen es Vz, entonces podemos conocer la altura Zc.
(B.V.4)
mZc 23.0)4051.0(
)03822.0(32
==π
La velocidad de sedimentación dada en m/s es calculada con la siguiente ecuación[11]:
( )CA
gmu
pp
ppt ρρ
ρρ −=
2 (B.V.5)
donde : velocidad de sedimentación : masa del sólido, en este caso partícula de cera : gravedad :densidad de la cera :densidad del fluido : área de partícula : Factor de fricción El factor de fricción es encontrado con el número de Reynolds:
( )75.0Re14.01Re
24 +
=C (B.V.6)
Re: Número de Reynolds El Re se puede obtener de:
µρ Dup=Re (B.V.7)
3
2c
z
ZrV
π=
2
3
r
VZ z
c π=
77
µu
: velocidad aparente dada por la ley de Stokes : viscosidad de la partícula La velocidad aparente se calcula con la ecuación de Stokes[12]:
( )
−=
µρρ
18
2Dgu p (B.V.8)
El diámetro de partícula es de 5 E-05 m, la gravedad se considera de 9.81m/s y la
viscosidad es de 0.000165 Pa.s., obteniéndose así una velocidad aparente de 0.004855m/seg.
Calculado lo anterior es posible conocer el número de Reynolds, el cual da un valor de 0.40756.
Aplicando la expresión del coeficiente de fricción C, para Reynolds mayores a 0.2, se obtiene una C de 63.09; teniendo los datos necesarios se sustituyen en la expresión 5 y se encuentra un valor de 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:
su
tt
168.5182153.1 == (B.V.9)
que convertidos en minutos es un valor aproximado de 10 min.
Figura B.V.2. Esquema del tanque de decantación
78
B.VI. Diseño del evaporador.
La forma del evaporador escogido es cilíndrica, de simple efecto y de película
descendente de tubos verticales largos. Los cinco evaporadores estan diseñados con una eficiencia del 99%. El medio calefactor es vapor de agua que pasará a través de los tubos externos dentro del cilindro con una temperatura de 120°C. En la figura C2 se muestran las variables a considerar en el balance de energía: Balance de energía
Figura B.VI.1 Evaporador de película descendente
vLF VHLhSFh +=+ λ (B.VI.1)
FvL FhVHLhS −+= (B.VI.2) Donde: F = Mezcla de alimentación S = vapor de agua suministrado para llevar a cabo la evaporación V= solvente vaporizado L = Líquido concentrado (producto) λ = el calor latente de vaporización de vapor de agua Hv = el calor latente de vaporización del vapor producido hF = Entalpía de la alimentación Cálculo para:
)( 1TTCh FpFF −= (B.VI.3)
λSq= (B.VI.4) TUAq ∆= (B.VI.5)
TU
qA
∆=
(B.VI.6) hrV 2π= (B.VI.7)
79
Donde: q = Calor requerido para llevar a cabo la evaporación 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
(B.VI.8) )( NtDiDomojadoPerímero −= π (B.VI.9)
Figura B3. Configuración de un evaporador de tubo y coraza.
Por lo cual:
mojadoPerímero
ltransversaciónladeáreaDc
sec= (B.VI.10)
Evaporador 1 y 2
El medio calefactor que se utilliza para los 5 evaporadores es el vapor de agua a 120°C con un calor latente de vaporización de 2263445.38 J/Kg. El equipo trabaja 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 C1:
Tabla BVI.1. Datos termodinámicos para la separación de heptano y cera
Compuestos Hv (J/Kg). Capacidad calorífica (J/Kg °C)
heptano 287432.143 2563.025 cera 13010
KgJhF /4732.48230)11090( −=−=2411.524
318.132Kg32))(-48230.47*2204.322135.316 =−= ()143.287432*(S
J/s 400041.03==1800
38.2263445*132.318q
236.37m=−
=))110120(*1100(
03.400041evapA
80
2m61.1))0508.0.0(*1416.3*2()5*0508.0*1416.3*2( 2 =+=tuboA
2361.1
37.36 ==Ntubos
33 m 79.78m 63.83 === %252 5*)0508.0(*1416.3 VosobrediseñconyV
mDc 022.200.18
10.9 ==
Evaporador 3
El evaporador trabaja a 115°C con un coeficiente de transferencia de calor de 400 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla C3:
Tabla BVI3. Datos termodinámicos para la separación de heptano y cera
compuestos Hv (J/Kg). Capacidad calorífica (J/Kg
°C)
heptano 274935.0932 2605.04 cera 13010
KgJhF /)115110( 48792.288-9758.458 =−=
Kg8))(-48792.28*21.824 138.4004.69()0392.274935*( =−=S
J/s 5203.915==1800
38.2263445*138.4q
2m601.2))115120(*400(
915.5203 =−
=evapA
2m20.0))0254.0.0(*1416.3*2()2.1*0254.0*1416.3*2( 2 =+=tuboA
1320.0
601.2 ==Ntubos
33 m2m 046.637.12.1*)0254.0(*1416.3 %252 === VosobrediseñconyV
mDc 588.0308.5
780.0 ==
81
Evaporador 4
El evaporador trabaja con una temperatura de 70°C y un coeficiente de transferencia de calor de 1100 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla C5:
Tabla BVI5. Datos termodinámicos para la separación de aceite-acetona
Compuestos Hv (J/Kg). Capacidad calorífica (J/Kg °C)
acetona 538025.2101 2260.504 aceite 140
KgJhF /)7025( 94141.722-2092.038 =−=
Kg2))(-94141.72* 568.6222.242()2101.538025*838.220( =−=S
J/s 78677.455==1800
38.2263445*568.62q
2m78677.455
43.1))70120(*1100(
=−
=evapA
2m14.0))0254.0.0(*1416.3*2()85.0*0254.0*1416.3*2( 2 =+=tuboA
1014.0
43.1 ==Ntubos
33 mm 933.0746.085.0*)0254.0(*1416.3 %252 === VosobrediseñconyV
mDc 448.0085.4
457.0 ==
Evaporador 5
El evaporador trabaja con una temperatura de 90°C y un coeficiente de transferencia de calor de 1100 J/sm2 °C. Los datos utilizados en los cálculos se muestran en la tabla C7:
TablaB. Datos termodinámicos para la separación de cera refinada-acetona
Compuestos Hv (J/Kg). Capacidad calorífica (J/Kg °C)
acetona 496890.7563 1130.252 Cera refinada 12900
82
KgJhF /)9070( 54849.191-2742.459 =−=
Kg1))(-54849.19* 46.3231.153()7563.496890*942.130( =−=S
J/s 40818.111==1800
38.2263445*46.32q
2m40818.111
237.1))90120(*1100(
=−
=evapA
2m13.0))0254.0.0(*1416.3*2()80.0*0254.0*1416.3*2( 2 =+=tuboA
913.0
237.1 ==Ntubos
33 mm 719.0575.08.0*)0254.0(*1416.3 %252 === VosobrediseñconyV
mDc 409.0746.3
383.0 ==
83
B.VII. Diseño de los tanques de mezclado y del reactor de saponificación
Suspensión intermitente de partículas de tamaño semejante. [20] El método general para el diseño de un agitador para suspender un precipitado consiste
en seleccionar el tipo y la geometría del impulsor y el tanque, 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. Los distintos factores para el diseño dependen del tipo y disposición del equipo.
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 menos de 2.2kW. Una turbina de flujo axial de 4 paletas proporciona los resultados deseados del procesamiento. Las características de dicha turbina son: Turbina axial de 4 paletas. 12
1. Cuatro laminas de 45º, la anchura depende del diámetro. 2. Hecho en la amplia gama de los tamaños para mezcladores a partir de la 1 a 500 Hp y
diámetros de 18 a 120 pulgadas. 3. Para requerimientos de flujos controlados, tales como suspensiones de sólidos. 4. costo moderado.
Figura BVII.1. Turbina para suspensiones. Figura BVII.2 Flujo axial con turbina.
Determinación de la potencia del agitador.
En tanques con números de Reynolds superiores a 10 000, el número de potencia es independiente del número de Reynolds y la viscosidad ya no influye. En este intervalo el flujo es totalmente turbulento y la ecuación para calcular la potencia es
maT DnKP ρ53= (B.VII.1) Donde: KT = constante para tanques de 4 paletas. (Mc Cabe) n = velocidad del agitador (r/s) Da = diámetro de turbina (m)
84
ρm= densidad de la suspensión ( kg/m3) La velocidad del agitador esta dada por:
13.0
45.0
2.01.085.0 BgDSvDn pac
∆=ρρ
(B.VII.2)
Donde: nc = velocidad critica del agitador (r/s) Da = diámetro de turbina v = viscosidad cinemática Dp = diámetro de partícula g = aceleración de la gravedad Δρ = diferencia de densidades ρ = densidad del fluido B = peso del sólido/ peso de líquido x 100 S = constante en función de la turbina Da = 0.516 m Tanque 1. Refinación 25ºC S = 6.5 µ = 0.31 cP v = 0.0000321 (m2.s) Dp = 0.00005 (m) g.Δρ/ ρ = 2.607 (m/s2) B = 25.31 Sustituyendo:
( ) ( ) ( ) ( ) rpsnc 406.1607.231.2500005.00000321.05161.0
5.6 45.013.02.01.0
85.0==
nc = 84.385 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 (Mc Cabe) se tiene l valor de KT = 4.8
( ) ( ) ( ) KWWP 856.3093.385652.1249516.0310.15.1 53 ===
Tanque 2. Refinación 90ºC
85
S = 6.5 µ = 0.165 cP v = 0.000000595 (m2.s) Dp = 0.00005 (m) g.Δρ/ ρ = 20.824 (m/s2) B = 19.990 Sustituyendo: nc = 113.217rpm
3626.1199
8334.0997.864166.0
1
m
kgm =
+=ρ
KT = 1.5
( ) ( ) ( ) KWWP 979.7124.7979626.1199465.0571.45.1 53 ===
Diseño del reactor de saponificación. S = 6.5 µ = 0.165 cP v = 0.000000595 (m2.s) Dp = 0.00005 (m) g.Δρ/ ρ = 20.824 (m/s2) B = 19.990 nc = 109.267rpm ρm = 185.645Kg/m3
P = 7.498 KW
86
B. VIII. Intercambiadores de calor Las ecuaciones y los respectivos cálculos para los intercambiadores de calor en el proceso se muestran en este apéndice.
Figura B.VIII.1. 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 con un flujo de 9. 78 Kg/min. 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
−=−=
&
&
(B.VIII.1)
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 ∆= (B.VIII.2) Donde:
q = Calor requerido U = Coeficiente global de transferencia de calor A = área de transferencia de calor ∆Tlm = Temperatura media logarítmica
( )( ) ( )
J/seg26025.3624
min/1561521.74
º2596º/8.2248min/78.9
==
−⋅=
q
Jq
CCKgJKgq c
Con este calor podemos obtener el flujo de vapor que es necesario alimentar para elevar la temperatura del solvente. El flujo de vapor es de 5.751 Kg/min.
87
La temperatura media logarítmica (∆Tlm) se determina mediante la siguiente ecuación:
( ) ( )C
TT
TT
TTTTT
ch
ch
chchlm °=
−−
−−−=∆ 332.68
ln11
22
1122
El área de transferencia 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 conocer el área de transferencia de cada tubo y se calcula por:
mLdoA Ctubo 11.0=⋅⋅= π
El número de tubos se determina dividiendo el área de transferencia total entre el área de cada tubo.
20.11==tubo
t A
AN
Para el diámetro de la coraza:
nt
C k
NdoD
1
1
= (B.VIII.3)
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.
( )( ) ( )
seg40514.09J/
min/2430845.73
º2590º/13010min/86.3
==
−⋅=
q
Jq
CCKgJKgq c
88
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:
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
&
(B.VIII.3) 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 ==
Característica Símbolo Magnitud Unidades Área de transferencia en cada tubo
Atubo 0.11 m2
Número de tubos
15 ----
tN
tN
89
B.IX Compresor Para los cálculos de energía en el sistema de compresión se calcula el calor requerido para llevar a cabo una operación isotérmica.
WQ −= (B.IX.1)
WP
PRTQ −=−=
1
2ln (B.IX.2)
( )segJQ
KgkgJQ
kgJmolJatm
atmK
molK
JQ
/14.12271
min/725.12/57860
/57860/59.33151
3ln)363(314.8
−=−=
−=−=−=
90
B. X Diseño de la potencia de las bombas
Para calcular la potencia requerida para cada bomba en el proceso se tomó la suposición de poseer flujos incompresibles. Es por consecuencia que el balance de energía mecánica incluye solamente el término del trabajo, energía cinética, energía potencial, trabajo interno, las perdidas por fricción y trabajo externo.
0WsFdP
)ZZ(g)VV(2
1 2
1
P
P122
omPr2
omPr =++ρ
+−+−α ∫ ∑ (BVIII.1)
Tomando la suposición de flujo incompresible:
ρ−=
ρ∫ 12P
P
PPdP2
1
(BVIII.2)
Sustituyendo ambas ecuaciones, tenemos:
0WsFPP
)ZZ(g)VV(2
1 112
2omPr1
2omPr2
2
=++ρ−
+−+−α ∑ (BVIII.3)
Donde α es el factor de régimen (igual a 1 para flujo turbulento); omPr2V la velocidad de
fluido a la salida; omPr1V la velocidad de fluido a la entrada; )ZZ( 12 − representa la diferencia
de altura a la entrada y salida del fluido; )PP( 12 − es la diferencia de presión a la entrada y
salida del fluido; ∑F las perdidas por fricción; y Ws el trabajo externo.
Estas ecuaciones son validas para líquidos incompresibles y flujo turbulento en
tuberías, pero también pueden aplicarse para un gas si la densidad (o la presión) cambia menos del 10%.
91
APENDICE C. Determinación de la constante cinética, orden de reacción para la saponificación de ceras 24 En la reacción de saponificación, ocurre una reacción: Ésteres + NaOH sales de ácidos grasos + alcoholes Los ésteres que participan son:
Octacosanato de alquilo
Heptanato de alquilo
Hexanato de alquilo 1. A partir de las transmitancias medidas experimentalmente en los espectros de infrarrojo, se calculó el índice de absorbancia. A partir de la fórmula A = 2 – log T (C. 1)
Donde: A= Absorbancia T= Transmitancia Se hizo una curva de calibración con los datos de la tabla C.1 para determinar el índice de absorbancia. En el grafico C1 se puede observar ε que es la pendiente de la recta.
y = -62.825x + 0.8909
R2 = 0.9902
0
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.008 0.009 0.01 0.011Concentración (mol/l)
Abs
orba
ncia
(1/
cm)
Grafica C.1. Curva de calibración
92
2. Se encontró la concentración final de cada muestra a partir de:
[Concentración]final = Absorbancia/ Índice de Absorbancia (C.2) Donde: A = Absorbacia Índice de Absorbancia = ε = 62. 825 L cm-1 mol –1 . 3. Se calculó la velocidad de formación de productos de cada reactivo a partir de:
Velocidad = ( [concentración]o – [concentración]f) /tiempo (C.3) Donde: El tiempo t está dado en segundos y la concentración en Molaridad. Por lo tanto velocidad en M/s Para calcular el grafico C.2 se utilizó el logaritmo natural de la velocidad encontrada vs. logaritmo natural de la concentración media de cada sustancia. En la Tabla C.1 podemos observar los datos necesarios para calcular la constante cinética de reacción.
Tabla C.1. Datos obtenidos para el orden de reacción y la k
y = 2.06x - 4.3116
R2 = 0.9239
-16
-15.5
-15
-14.5
-14
-13.5
-13-6 -5.5 -5 -4.5 -4
Ln (C)
Ln (
V)
Grafica C.2. Cinética de reacción para una reacción de saponificación de segundo orden
T (cm -1 ) A (cm-1) C (mol/l) Cf (mol/l) V (M/s) LnV Ln C 58 0.236572 0.0106 0.003766 1.27E-06 -13.5799 -4.5469
56.58 0.247316 0.010341 0.003937 1.19E-06 -13.6449 -4.57164
55.13 0.258612 0.010075 0.004116 1.1E-06 -13.717 -4.59765
54.79 0.261299 0.010013 0.004159 1.08E-06 -13.7348 -4.60384
43.62 0.360314 0.007972 0.005735 4.14E-07 -14.6969 -4.83183 22.93 0.639596 0.004191 0.010181 -1.1E-06 -15.4668 -5.4749
93
Donde: El modelo matemático da Y = m* X + b m = Orden de reacción b = Constante cinética de reacción Y = ln velocidad de reacción X = ln de la concentración de la sustancia 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, por lo que la constante cinética que es la pendiente de la grafica C.2, es de 4.3116 L / mol.s
94
APÉNDICE D. DISEÑO DE REACTOR
De la cera que entra al reactor son lo ésteres los que participan en la reacción de saponificación. Si experimentalmente se encontró que la conversión X= 0.6, el balance de moles para una especie determinada es:
00 Axx XNNN ±= (D.1)
La tabla del balance de moles es la siguiente:
Tabla D.1 Tabla de moles
Reacción NA0 NA NB Nc 1 0.309 0.123 0.185 0.185 2 0.022 0.009 0.013 0.013 3 0.062 0.024 0.037 0.037
Moles totales 0.395 0.158 0.237 0.237
En la tabla D.2 se presentan los pesos moleculares de cada especie, ya que con estos se obtiene la cantidad de kg.
Tabla D. 2. Pesos moleculares
Reacción MA0 MA MB Mc 1 196.560 78.624 76.218 52.237 2 12.285 4.914 5.462 3.682 3 36.855 14.742 14.259 9.966
Masa total 245.700 98.280 95.940 65.887
Entonces, siguiendo la ley de conservación de materia (términos másicos), se tiene que para los ésteres:
E = S (D.2)
887.65940.95280.98700.245 ++= El balance de materia es: 1170+11=1020.58+1.5191+94+65.887
El volumen del reactor por lotes se calcula con un sobre diseño del 25%, el reactor para la saponificación re realiza de la siguiente manera:
( ))/(
)/(25.0
)/(
)/()(
333
mtoncere
díacerareftonvo
mtoncere
díacerareftonvomV
ρρ+= (D.3)
95
APÉNDICE E. JUSTIFICACIÓN DEL HEPTANO Y ACETONA Al establecer una relación entre el solvente y la cera que éstos logran dispersar, se puede deducir el tipo de fuerzas de atracción intermoleculares que predominan en determinados solutos, ya que éstas serán similares a las del solvente que los disolvió. En la figura E.1 podemos apreciar cuáles familias de solventes se ubican dentro del área de solubilidad de las ceras. Los hidrocarburos comúnmente utilizados para extraer cera son hidrocarburos alifáticos (heptano, hexano) y aromáticos (tolueno).
Figura E.1. Triángulo de áreas de solubilidad para resinas y ceras.
El hexano y el n-heptano se ubican en el extremo inferior derecho del triángulo en donde se ubican las ceras por lo que serán solventes fuertes para disolver ceras. Puesto que para llevar a cabo la extracción de la cera a partir de la cachaza se necesita una temperatura de 95º C, y por lo tanto, un punto de ebullición alto, se elige al n.heptano como mejor solvente, por sus propiedades de solubilidad y su alto punto de ebullición en comparación con los otros dos solventes.
Por otro lado, para la refinación de la cera se utiliza acetona, ya que el etanol y el propanol se ubican en el extremo inferior izquierdo del triángulo. La acetona, presenta mayor fuerzas de atracción entre sus moléculas en comparación con los otros solventes por lo que se teóricamente se deduce que será el mejor disolvente de resinas.
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APENDICE F. FICHAS DE SEGURIDAD � HEPTANO Estado físico: líquido incoloro volátil de olor característico. Peligros químicos: Reacciona violentamente con oxidantes fuertes. Ataca a muchos plásticos. Peligros físicos: El vapor es más denso que el aire y puede extenderse a ras del suelo; posible ignición en punto distante. Si está seca, puede cargarse electrostáticamente por turbulencia, transporte neumático, vertido, etc. Riesgo de inhalación: Por la evaporación de esta sustancia a 20°C se puede alcanzar bastante lentamente una concentración nociva en el aire. Efectos de exposición de corta duración: La sustancia irrita los ojos y la piel. El vapor de la sustancia irrita los ojos, la piel y el tracto respiratorio. Por deglución puede pasar a los pulmones con riesgo de neumonitis química. La sustancia puede tener efectos sobre el sistema nervioso central. � HEXANO Estado físico: Líquido incoloro volátil, de olor característico. Peligros físicos: El vapor es más denso que el aire y puede extenderse a ras del suelo; posible ignición en punto distante. Peligros Químicos: Reacciona con oxidantes fuertes, originando peligro de incendio y explosión. Riesgo de Inhalación: Por evaporación de esta sustancia a 20°C se puede alcanzar bastante rápidamente una concentración nociva en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: La sustancia irrita los ojos. La ingestión del líquido puede originar aspiración dentro de los pulmones con riesgo de neumonitis química. La sustancia puede causar efectos en el sistema nervioso central. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El contacto prolongado o repetido con la piel puede producir dermatitis. El líquido desengrasa la piel. La sustancia puede afectar al sistema nervioso periférico, dando lugar a polineuropatías. Puede originar lesión genética en los seres humanos. La experimentación animal muestra que esta sustancia posiblemente cause efectos tóxicos en la reproducción humana.
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� TOLUENO Estado Físico; Aspecto: Líquido incoloro, de olor característico. Peligros Físicos: El vapor es más denso que el aire y puede extenderse a ras del suelo; posible ignición en punto distante. Como resultado del flujo, agitación, etc., se pueden generar cargas. Peligros Químicos: Reacciona violentamente con oxidantes fuertes, originando peligro de incendio y explosión. Riesgo De Inhalación: Por evaporación de esta sustancia a 20°C se puede alcanzar bastante rápidamente una concentración nociva en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: La sustancia irrita los ojos y el tracto respiratorio. La exposición podría causar depresión del sistema nervioso central. La exposición a altas concentraciones puede producir arritmia cardíaca, pérdida del conocimiento y muerte. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El contacto prolongado o repetido con la piel puede producir dermatitis. La sustancia puede afectar al sistema nervioso central, dando lugar a desórdenes psicológicos y dificultad en el aprendizaje. La experimentación animal muestra que esta sustancia posiblemente cause efectos tóxicos en la reproducción humana. � ACETONA Estado Físico; Aspecto: Líquido incoloro, de olor característico. Peligros Físicos: El vapor es más denso que el aire y puede extenderse a ras del suelo; posible ignición en punto distante. Peligros Químicos: La sustancia puede formar peróxidos explosivos en contacto con oxidantes fuertes tales como ácido acético, ácido nítrico y peróxido de hidrógeno. Reacciona con cloroformo y bromoformo en condiciones básicas, originando peligro de incendio y explosión. Ataca a los plásticos. Riesgo De Inhalación: Por evaporación de esta sustancia a 20°C, se puede alcanzar bastante rápidamente una concentración nociva en el aire alcanzándose mucho antes, si se dispersa. Efectos De Exposición De Corta Duración: El vapor de la sustancia irrita los ojos y el tracto respiratorio. La sustancia puede causar efectos en el sistema nervioso central, el hígado, el riñón y el tracto gastrointestinal. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El contacto prolongado o repetido con la piel puede producir dermatitis. El líquido desengrasa la piel. La sustancia puede afectar a la sangre y a la médula ósea.
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� ISOPROPANOL Estado Físico; Aspecto: Líquido incoloro claro. Peligros Físicos: El vapor se mezcla bien con el aire, se forman fácilmente mezclas explosivas. Peligros Químicos: Reacciona con oxidantes fuertes. Riesgo De Inhalación: Por la evaporación de esta sustancia a 20°C se puede alcanzar bastante rápidamente una concentración nociva en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: La sustancia irrita los ojos, la piel y el tracto respiratorio. La sustancia puede tener efectos sobre el sistema nervioso central, dando lugar a depresión. La exposición muy por encima del OEL puede producir pérdida de conocimiento. Los efectos pueden aparecer de forma no inmediata. Se recomienda vigilancia médica. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El contacto prolongado o repetido con la piel puede producir dermatitis. � ETANOL Estado Físico; Aspecto: Líquido incoloro, de olor característico. Peligros Físicos: El vapor se mezcla bien con el aire, formándose fácilmente mezclas explosivas. Peligros Químicos: Reacciona lentamente con hipoclorito cálcico, óxido de plata y amoníaco, originando peligro de incendio y explosión. Reacciona violentamente con oxidantes fuertes tales como, ácido nítrico o perclorato magnésico, originando peligro de incendio y explosión. Riesgo De Inhalación: Por evaporación de esta sustancia a 20°C se puede alcanzar bastante lentamente una concentración nociva en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: La sustancia irrita los ojos. La inhalación de altas concentraciones del vapor puede originar irritación de los ojos y del tracto respiratorio. La sustancia puede causar efectos en el sistema nervioso central. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El líquido desengrasa la piel. La sustancia puede afecta al tracto respiratorio superior y al sistema nervioso central, dando lugar a irritación, dolor de cabeza, fatiga y falta de concentración. La ingesta crónica de etanol puede causar cirrosis hepática.
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� HIDRÓXIDO DE SODIO Estado Físico; Aspecto: Sólido blanco, presente en diversas formas e inodoro. Peligros Químicos: La sustancia es una base fuerte, reacciona violentamente con ácidos y es corrosiva en ambientes húmedos para metales tales como cinc, aluminio, estaño y plomo originando hidrógeno (combustible y explosivo). Ataca a algunas formas de plástico, de caucho y de recubrimientos. Absorbe rápidamente dióxido de carbono y agua del aire. Puede generar calor en contacto con la humedad o el agua. Riesgo De Inhalación: La evaporación a 20°C es despreciable; sin embargo, se puede alcanzar rápidamente una concentración nociva de partículas en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: Corrosivo. La sustancia es muy corrosiva de los ojos, la piel y el tracto respiratorio. Corrosivo por ingestión. La inhalación del aerosol de la sustancia puede originar edema pulmonar. � HIDRÓXIDO DE POTASIO Estado Físico; Aspecto: Sólido blanco, delicuescente, inodoro. Peligros Químicos: La sustancia es una base fuerte, reacciona violentamente con ácidos y es corrosiva en ambientes húmedos para metales tales como cinc, aluminio, estaño y plomo originando hidrógeno (gas combustible y explosivo). Rápidamente absorbe dióxido de carbono y agua a partir del aire. El contacto con la humedad o el agua puede generar desprendimiento de calor Riesgo De Inhalación: La evaporación a 20°C es despreciable; sin embargo, se puede alcanzar rápidamente una concentración nociva de partículas en el aire. Efectos De Exposición De Corta Duración: La sustancia es corrosiva de los ojos, la piel y el tracto respiratorio. Corrosiva por ingestión. La inhalación del aerosol de la sustancia puede originar edema pulmonar. Efectos De Exposición Prolongada O Repetida: El contacto prolongado o repetido con la piel puede producir dermatitis.
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