Producción de b iodi e 1.nhza mío c ologia cié luidos Super o y

talizados y no catalizados. Los primeros pueden utilizar catalizadores tradicionales básicos, ácidos o biológicos (lipasas) (homogéneos o heterogéneos) y los no catalizados aprovechan las ventajas de la homogeneidad de fases del medio reaccionante y el particular compor-tamiento de los alcoholes que permiten la ocurrencia de la reacción de transesterificación de los aceites a (metil o etil ásteres. Sin embargo, es importante mencionar que cuando se utilizan enzimas las temperaturas deben ser moderadas para asegurar la estabilidad de las lipasas, por lo cual es necesario utilizar solventes como CO, o propano.

En este capítulo se hace una revisión de los aspectos más importantes a tener en cuenta cuando se trabaja en condiciones supercríticas para producir biodiesel.

4.1. Fluidos supercríticos

Un fluido supercrítico (FSC) es una sustancia que se encuentra en unas condiciones opera-tivas de presión y temperatura superiores a las de su punto crítico. Un diagrama de fases de una sustancia pura presenta un comportamiento particular en la región supercrítica, la lineal de separación de fases líquido-gas se interrumpe no quedando definida por líneas continuas,! hay una transición continua desde estado líquido a FSC por aumento de la temperatura a presión constante, o desde estado gaseoso a FSC por incremento de la presión a tempera-tura constante.

Cuando además de encontrarse en su temperatura crítica el fluido adquiere valores de den-sidad y presión también llamados críticos, característicos de cada fluido, este se encuentra en el llamado punto crítico. En el punto crítico las propiedades de la fase líquida y gaseosa se hacen tan similares como para ser indistinguibles, gran difusividad (propia de los gases) 5 alta densidad (cercana a la de los líquidos, de 100 a 1000 veces mayores que la de los gases), En estas condiciones los FSC tienen propiedades de transferencia de materia similares a las de los gases y características de solvatación similares a las de los líquidos. Además la alta difusividad les permite penetrar en los materiales sólidos, y su densidade los hacen capaces de disolver solutos. Son compresibles y por tanto pequeños cambios de presión pueden originar importantes cambios de densidad y poder disolvente. Se dice que un fluido es cuasi: crítico cuando se encuentra en cercanías de su punto crítico, donde se empiezan a producir grandes variaciones de las propiedades físicas y de transporte.

La tabla 4.1 presenta un resumen de algunas de las aplicaciones que utilizan fluidos super-críticos enumerando los aspectos más destacados y los principales usos industriales en los que se utiliza esta tecnología. La principal desventaja de trabajar con cualquier proceso que involucra condiciones supercríticas es que debido al empleo de presiones elevadas, se incre-menta el costo de compresión y de inversión en equipamiento de alta presión.

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Avances ìnvcsti ativos cri la Producciónjic; llioconibusttbie

4.2.Transesterifìcación detriglicéridos en FSC

La homogeneidad de fase elimina los problemas difusivos. La transesterificación de triglicéridos (mo-léculas no polares) con un alcohol (molécula polar) es una reacción heterogénea de dos fases líquidas a temperaturas convencionales debido a la miscibilidad incompleta de los componentes polares y no polares. Pero en condiciones supercríticas la mezcla se convierte en una fase homogénea, como resultado de los bajos valores de las constantes dieléctricas del alcohol, lo cual acelera la reacción debido a la inexistencia de la interfase de transferencia de masa limitante de la velocidad de reacción.

Tabla 4.1. Algunas aplicaciones de los Fluidos Supercríticos [5]

Procesos Ventajas Extracción Primer uso comercial.

Lúpulos y cafeína del café, remoción de nicotina de tabaco, desasfaltado de petróleo, extracción de aceites de semillas oleaginosas y extracción de aceites esenciales para saborizantes o perfumes

Velocidad debida a la alta difusión, reduce el tiempo de preparación de muestras, recuperación de analitos de muestras sólidas y semisólidas, limpia para el medioambiente, no deja residuos, se obtienen extractos de alta pureza y no requiere altas temperaturas.

Fracci onami ento de mezclas líquidas

Productos naturales como aceites esenciales y lípidos. Para concentrar sustancias antes de cromatografía. Extracción en contracorriente y con reflujo

Unica unidad, limpia para el medio ambiente, ausencia de solvente residual en el producto final

Cromatografía Quirales Mayor eficiencia en la separación, limpia para el medio ambiente, ausencia de solvente residual en el producto final

Reacciones Químicas

A escala de laboratorio e industrial. La existencia de una sola fase permite una óptima transferencia de masa y de energía. Variación de parámetros del solvente (por dependencia de P) como la constante dieléctrica afectan do la selectividad de las reacciones enzimáticas o catalíticas. Variación del potencial químico de reactivos y catalizadores sin modificar el volumen de reacción debido a la alta compresibilidad.

Aumento de la velocidad de reacción en procesos que ocurren en fase líquida (controlados por la difusión), cambios en la selectividad, control y fácil separación de los productos, menor riesgo en las condiciones de trabajo, limpia para el medio ambiente, reducción en el costo de eliminación del disolvente,

Procesado de Metales

Impregnación y teñido de polímeros y fibras sintéticas. Extracción, separación y regeneración de metales empleando agentes completantes

Reducción de la contaminación del agua en los procesos de dyeing, limpia para el medioambiente

Formación de Partículas

Micro partículas por diferentes técnicas de precipitación y cristalización, procesado de materiales y productos farmacéuticos

Obtención de cristales con morfología muy uniforme, alta pureza y libres de residuos de disolvente.

Agua Supercrítica Extracción de plantas para producir sabores, fragancias y productos de alto valor agregado

Menor polución en el trabajo y para el medio ambiente, ausencia de solvente residual en el producto final, reducción en el costo de eliminación del disolvente

Agua Supercrítica

Regeneración de aguas y suelos y otros materiales por extracción y destrucción (oxidación total)

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Producción de Biud'esel I t í I i zh ic io Tecnología de tluidf

La presión y la temperatura son parámetros importantes para las reacciones supercríticas? debido a que permiten ajustar las propiedades de la mezcla o del solvente [4, 6], Rreutzer [8 describió como a mayores presiones y temperaturas (90 MPa y 513,15 K) se pueden transes terificar las grasas sin una remoción previa de los ácidos grasos libres. Sin embargo, la ma-yoría de las plantas de biodiesel usan bajas temperaturas, presiones cercanas a la atmosférica y tiempos más largos de reacción para reducir los costos de equipos, lo cual, además, hace indispensable el uso de catalizadores para asegurar una apropiada velocidad de reacción.

Se eliminan etapas de proceso para remover el catalizador. Cuando además de condiciones supercrí-ticas se elimina el uso del catalizador, se presentan ventajas ambientales debido a la omisión de costos y tiempo consumido en generación del tratamiento y separación del catalizado! del biodiesel y el subproducto glicerina (no miscibles a temperatura ambiente), así como consideraciones especiales de equipo para el manejo de catalizadores fuertes [9]. Adicional-mente no hay saponificación, la cual puede ocurrir en el proceso con catalizadores alcalinos como resultado de la reacción de los ácidos grasos libres con las bases.

Los primeros investigadores que publicaron trabajos usando condiciones supercríticas para la producción de biodiesel fueron Demirbas [3] y Saka y Kusdiana [4], proponiendo que este biocombustible podía ser preparado utilizando aceites vegetales sin el empleo de cata-lizadores, con metanol en condiciones subcríticas y supercríticas.

Comparado con el proceso catalítico en condiciones de presión barométrica, el proceso de metanol supercrítico involucra una purificación mucho más sencilla de los productos, cor menor tiempo de reacción, es ambientalmente más amigable y requiere menores usos di energía. Sin embargo, la reacción requiere de temperaturas de 525 a 675 K y presiones d( 35 a 60 MPa [3; 10], con rendimientos de conversión entre el 50 y el 95 % en los primero 10 minutos [11],

Desventajas. Como cualquier proceso que involucra fluidos supercríticos, los principales pr blemas se presentan en el manejo de altas presiones (20-60 MPa) que implican el uso d equipos especiales, altas temperaturas involucran altos costos de calentamiento y enfri miento. Y las grandes relaciones alcohol-aceite involucran altos costos de evaporación dt alcohol no reaccionado.

4.3. Consideraciones de condiciones de proceso al usar FSC par« producir biodiesel

La reacción de transesterificación con metanol supercrítico no catalizada se desarrolla pe lo general en un reactor de acero inoxidable cilindrico (autoclave a 529 K). En una corri

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Av^nccs [nycsti^ativos t_:n Producción tic Bioc.ombustiblc

normal por lotes el autoclave se carga con una cantidad de aceite vegetal y metanol líquido con una determinada relación molar. Después de cada corrida, el gas se ventila y el conte-nido es vertido en un recipiente colector. Los residuos son removidos utilizando lavados con metanol [11]. Una posible configuración de la transesterificación continua supercrítica de aceite con etanol se presenta en la figura 4.1, donde una mezcla con una relación molar etanol aceite de 42 se alimenta a un reactor de flujo pistón que opera a 597 K y 20 MPa, después de la reacción los productos se enfrían y despresurizan, en una columna se recupera el exceso de etanol, que es recirculado a la alimentación, quedando una mezcla de dos fases líquidas que entran a un decantador, donde la fase superior son los etil ésteres y la inferior la glicerina, si se desea pueden realizarse operaciones adicionales en cada corriente para purificar aún más los productos y sub productos.

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Figura 4.1. Esquema de proceso para la producción de etil ésteres a partir de aceite de palma y etanol en condiciones supercríticasy sin el uso de catalizador,

También se ha estudiado una alternativa de proceso de dos etapas para la síntesis de biodie-sel, en este proceso se realiza primero la hidrólisis de los triglicéridos en agua subcrítica para producir ácidos grasos libres que luego en la segunda etapa se esterifican en alcohol super-crítico para producir el biodiesel. Este proceso de dos etapas fue sugerido por Kusdiana y Saka [10], y presenta las mismas ventajas que la transesterificación supercrítica en alcohol, pero puede realizarse a temperaturas y presión menores, lo cual puede reducir los costos de producción. Además, la relación alcohol-aceite requerida es de 5:1 para obtener más del 90% de rendimiento de metil a 543 K y 20 MPa. La experimentación fue desarrollada en un reactor por lotes precalentado a 623 K y 673 K y una presión de entre 45 y 65 MPa, y con una relación molar de 1:42 de aceite metanol. Un precalentamiento de 623 K durante 450 s de tratamiento supercrítico fue suficiente para convertir el aceite de cañóla en metil ésteres [4].

Otra configuración presentada por D'Ippolito et al [2] propone que el reactor del proceso

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Producc ión de Biodicscl Uti l izando TecnokHJta de f luidos Superct í t icos

supercrítico clásico se reemplace por dos reactores supercríticos en serie y se elimine la gli cerina entre los dos pasos de reacción para permitir que la misma proceda hasta completa se con relaciones de metanol-aceite razonablemente bajas (6:10), a bajas temperaturas (523 573 K) y bajas presiones (P < 2.5-5.0 MPa), disminuyendo así costos de bombeo y robuste: de equipos. El esquema de recuperación de calor está compuesto por: un intercambiado de calor de doble tubo antes del reactor supercrítico para precalentar los reactivos y ui tanque flash adiabático después del reactor para evaporar el metanol que no reacciona. Lo mismos autores propusieron un esquema alternativo de eliminación de glicerina basado ei la adsorción sobre lechos empacados con adsorbentes sólidos ácidos, lo cual permite que proceso puede mantenerse en condiciones anhidras debido a la eliminación de las etapas d lavado, disminuyendo así la producción de efluentes 112].

4.3.1. Alcoholes usados En general los alcoholes metílico y etílico son los más usados, sin embargo, se han estudiad< diversos alcoholes para la producción de biodiesel utilizando condiciones supercríticas, ei general varias publicaciones concuerdan que los alcoholes de cadena más corta dan mayore velocidades de reacción. Así, son requeridos 573 K y 15 minutos para la transesterificaciói de aceite de cañóla con metanol mientras que se necesitan 45 minutos con etanol y propan [13], en otro trabajo se reportan rendimientos menores con etanol que con metanol en 1; transesterificación de aceites de ricino, cañóla y algodón en condiciones similares [14, 15 Aunque Madras et al [16] publicaron que las mayores conversiones fueron obtenidas coi etanol comparado con metanol bajo las mismas condiciones de reacción.

Warabi et al. [13] dieron dos razones por las que los alcoholes de cadena más larga son me nos reactivos, la primera es que la acidez del alcohol decrece con la longitud de la caden mientras que el alcohol también actúa como un catalizador bajo condiciones supercríticas la reactividad puede ser menor para una cadena alcalina más larga. La segunda razón son lo: efectos esteáricos, los alcoholes más pequeños pueden atacar las cadenas de los triglicérido: más fácilmente que una cadena de alcohol larga.

4.3.2. Impurezas en la materia prima En los procesos de transesterificación convencional, los aceites vegetales deben tener ui valor de acidez menor a 1% y todos los materiales deben ser substancialmente anhidros. S el valor de acidez es alto se producen efectos negativos debido a que la mayoría de NaOl o KOH se consumen en neutralizar los ácidos grasos libres. El agua también causa form ción de jabones, espumado y reduce la efectividad del catalizador [17]. Todos los problema antes enumerados producen una baja conversión y dificultades para las etapas posteriore de purificación.

Los aceites de cocina usados e insaturados son las materias primas de menor costo debido

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_ .-watices 1 "vest igat ivos en la Producción de Biocombasr ib les

que contienen agua y/o ácidos grasos libres, por lo que no se recomienda su uso en sistemas con reacciones de transesterificación catalizados, sin previo tratamiento. Estas materias pri-mas pueden presentar muchos problemas debido a los tres tipos de reacciones simultáneas que ocurren: transesterificación, hidrólisis de los triglicéridos para formar ácidos grasos libres y esterificación alcalina de los ácidos grasos. Sin embargo, las impurezas no presentan problema en procesos de transesterificación supercrítica sin catalizador, de hecho, la con-versión tiende a incrementarse ligeramente con el contenido de ácidos grasos libres en el aceite [18], además la esterificación de los ácidos grasos libres ocurre a una velocidad mayor que la transesterificación de los triglicéridos, por lo tanto todos los ácidos grasos libres son convertidos a sus correspondientes ésteres [19]. En general a mayor instauración de ácidos grasos, mayor velocidad de reacción de esterificación.

Se han reportado que contenidos de agua mayores al 50% en el aceite no afectan el rendi-miento a (m)etil ésteres [18]. Esto fue deducido por la habilidad del agua a elevadas tempe-raturas de disolver solutos tanto polares como no polares. El agua a temperaturas superiores a 523 K puede solubilizar la mayoría de los compuestos orgánicos no polares, incluyendo hidrocarburos. Cuando el agua y el metanol se mezclan a altas temperaturas, la mezcla ten-drá propiedades tanto hidrofílicas como hidrofóbicas. Finalmente, el agua facilita la separa-ción al final del proceso supercrítico.

Se han logrado conversiones completas de ácidos grasos saturados a (m)etil ésteres a tempe-raturas por encima de 673 K, mientras que para ácidos grasos no saturados son apropiadas temperaturas menores a 623 K. Imahara et al [20] mostraron que la estabilidad térmica del biodiesel puede comprometerse en la síntesis con temperaturas superiores a 673 K, por lo cual debe asegurarse que los rangos de temperatura en los que se trabajen se ajusten por debajo de este valor. Consecuentemente una conversión de ácidos grasos libres a (m)etil ésteres es mayor al 95% cuando son tratados a 623 K. Afortunadamente este tratamiento de temperatura es más que apropiado para la transesterificación de triglicéridos. Así, el pro-ceso total de conversión de aceite de cañóla a (m)etil ésteres se realizó satisfactoriamente a 623K [7].

Kusdiana y Saka [10] reportaron que la transesterificación de los triglicéridos del aceite de cañóla exhibe menores tasas de conversión que las reacciones de esterificación. Sin embar-go, los tiempos para completar la transesterificación son cercanos a los de los procesos con catalizadores alcalinos.

4.3.3. Relación molar alcohol aceite Es una de las variables más importantes que afectan el rendimiento a (m)etil ésteres durante la reacción de transesterificación. La relación estequiométrica para la reacción de transeste-rificación requiere de tres moles de alcohol y una de triglicérido para obtener tres moles de

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Producción de Biodicscl Uti l izando TecnokHJta de fluidos Superct í t icos

ésteres de ácido graso y una mol de glicerina. Por lo que un incremento de la relación mola de aceite - alcohol tiene una influencia favorable en la conversión a ésteres [21],

Con mayores relaciones molares se logran más altas conversiones a ésteres en un meno tiempo y también reducen la temperatura crítica de la mezcla, lo cual permite condiciones de reacción homogéneas al trabajar con temperaturas moderadas para el proceso supercríti-co. Por lo tanto, entre más alcohol se use, mayores conversiones pueden obtenerse, aunqu eventualmente se alcanza un punto donde más alcohol no parece favorecer la aceleración d la reacción. He et al, [22] encontraron que la relación molar de alcohol-aceite óptima es d 40:1, tanto en reactores de lotes como de flujo continuo; pero debido a que las propiedades críticas de las mezclas de triglicéridos - alcohol no han sido objeto de muchas investigacio-nes, entonces la cantidad precisa de alcohol necesaria para alcanzar condiciones supercríti-cas a una temperatura dada no está disponible actualmente [23].

La alta relación alcohol-aceite recomendada experimentalmente, al ser usada comercial-mente, puede crear dificultades en la separación de biodiesel del exceso de alcohol para su recuperación y reutilización.

4.4. Modelamiento del estado supercrítico

El comportamiento de fase para los sistemas reaccionantes es extremadamente importante, sin embargo, para este tipo de procesos no se encuentra suficiente información. Típicamen-te, altas relaciones de alcohol a aceite son usadas en los estudios para asegurar la existencia de una sola fase en las condiciones de reacción. Con un mejor entendimiento del compor-tamiento de fases, podría reducirse la cantidad de alcohol en exceso y por tanto el costo de procesamiento anticipado, y se podrían desarrollar mejores modelos de reacción.

Las ecuaciones de estado de contribución de grupos han sido estudiadas ampliamente pata la predicción de los equilibrios termodinámicos en procesos con fluidos supercríticos, ex-tendiendo su capacidad de tratar compuestos asociados en mezclas de agua y alcoholes con gases no polares, como propano o COv Se recomienda utilizar modelos no clásicos que tengan en cuenta la existencia de las grandes fluctuaciones que se presentan alrededor del punto supercrítico. Los modelos originales sólo consideran las interacciones repulsivas y dispersivas [24], pero cuando las perturbaciones en el fluido tienen lugar cerca de su punto crítico en vez de verse afectadas tan sólo las moléculas próximas, como ocurre lejos del punto crítico, se afectarán muchas más moléculas. Esto ocasiona que aumentos modera-dos de la presión o disminuciones de temperatura, produzcan un incrementoo brusco en la solubilidad de las substancias disueltas en un fluido cuasicrítico y un notable aumento de la densidad, lo cual puede afectar el mecanismo de una reacción química y la velocidad con que ésta transcurre.

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Avances lnvcsti¡^ativos en la Producción de Biocombastibles

Para determinar el punto crítico real de una mezcla, puede usarse una ecuación de esta-do apropiada. Es importante reconocer, que como tal, la temperatura crítica de la mezcla cambiará a medida que la reacción avanza, debido al cambio de identidad de las especies presentes en la mezcla y sus fracciones molares. Así, si se intenta examinar o usar condicio-nes supercríticas para la transesterificación, no es adecuado escoger un solo valor de tem-peratura de reacción que exceda la temperatura crítica del alcohol utilizado. Se recomienda conocer la temperatura crítica de la mezcla a medida que la reacción avanza y asegurarse que la temperatura de la reacción permanece superior a estos valores [25].

El comportamiento de fases y los puntos críticos de mezclas binarias importantes en la transesterificación en condiciones supercríticas han sido reportadas por Shimoyama et al [26] estudiando sistemas de metanol y metil ésteres, los cuales reflejan los productos finales de la transesterificación. En este estudio se suministran además medidas experimentales de la composición de las fases coexistentes de líquido - vapor y la correlación de resultados usando la ecuación de estado de Peng-Robinson.

Bunyakiat et al [27] usaron el método de contribución de grupos de Lydersen para esti-mar las temperaturas y presiones críticas de aceites vegetales y luego usaron las reglas de mezclado de Lorentz-Berthelot para calcular los valores críticos para la mezclas de aceite alcohol. Las propiedades que ellos calcularon son realmente propiedades seudo-críticas, no verdaderos puntos críticos. Por lo tanto, los resultados de sus cálculos termodinámicos no describen el real comportamiento de fases. Las propiedades seudo-críticas son usadas para parametrizar ecuaciones de estado de las mezclas, pero estos valores no son los verdaderos puntos críticos de una mezcla.

Glicsic et al [28] midiendo el equilibrio de fases para mezclas de aceite de girasol y metanol obtuvieron una buena correlación de resultados experimentales con la ecuación de estado de Redlich-Kwong-ASPEN con las reglas de mezclado de van der Waals. Sin embargo, en los sistemas analizados el aceite de girasol, aunque es una mezcla, se consideró termodinà-micamente como un sólo seudocomponente. El efecto de esta simplificación no permite que la elección de la mejor ecuación de estado para este sistema sea del todo acertada. Las condiciones examinadas por estos autores siempre consideran una sola fase líquida y no proporcionan datos para los equilibrios líquido-líquido-vapor, que se presentan cuando son separadas las fases ricas en aceite y en metanol.

Una aproximación alternativa de las ecuaciones de estado que describen las solubilidades de soluto en fluidos supercríticos es el uso de modelos empíricos. Chrastil [29] propuso una función doble logarítmica lineal entre las concentraciones de soluto en la fase supercrítica fluida y sus densidades. Cuando se deriva esta expresión aplicando conceptos de equili-brio químico y de entropía se reportaron concordancias entre las solubilidades predichas

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Producc ión de Biodiese ! Ut i l izando Tecnología de fluidos Supercrít icos

y experimentales en dióxido de carbono supercrítico (SCC02) con muchos compuesto incluyendo ácido esteárico, oleico, bencéncio, tributireno, tripalmitina, trioleína, trilinoleín colesterol, agua, cafestol, naftaleno, antraquinona, entre otros.

4.4.1. Cinética para la transesterificación en condiciones supercríticas Para el desarrollo de mejores modelos de reacción es necesario un completo entendimientc del comportamiento de fases. Así, para un sistema con dos fases líquidas inmiscibles, debí considerarse que las velocidades de reacción ocurren en cada una de las fases líquidas co existentes. Este es uno de los motivos por los que aún permanecen muchos aspectos des conocidos sobre el mecanismo y la cinética detallada en la síntesis supercrítica no catalític; de biodiesel. Sólo se han reportado velocidades de reacción global con órdenes de reacciót asumidos.

Kusdiana y Saka [30] determinaron la cinética de la reacción para la transesterificación su crítica y supercrítica del aceite de cañóla, con la siguiente reacción global

TG + 3CH3OH-*3RCOOCH3 + GL (4.1)

Siendo k la constante de velocidad aparente de reacción, considerando una cinética de pr mer orden se calculó con la ecuación 4.2

dC TG dt

= kC TG (4.2)

Donde C._„ es la concentración de triglicéridos y k es la constante de velocidad aparenti para la cual Kusdiana y Saka [7] reportan un valor de 7.0x10"4 s"1 a 543 K y 12 MPa. Mien tras que He et al, [22] con los mismos valores de T y P un valor de 7.91x10^ s-1.

Con los valores de las constantes de velocidad aparentes a diferentes temperaturas, se calcu ló la energía de activación aparente para la reacción de transesterificación usando Arrhenius se obtuvo un valor de 56 kj/mol en metanol supercrítico, el cual es mucho mayor que par: el estado subcritico, 11,2 kj/mol.

Minami y Saka [31] reportaron la cinética de la hidrólisis y la posterior metil esterificación ei el proceso de dos etapas para producir biodiesel con metanol supercrítico, para la hidrólisi propusieron las siguientes ecuaciones.

DC™

dt

dCDG

dt

— (- KTG CtgCw + k'xGCDG CFA ) X C FA

— (- kDGCDGCw +k'DGCMGCFA +K t g C t g C w - k'TGCDGCFA) x Cfa

(4.3)

(4.4)

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Avances i n ve stí eativos en la Producción de Biocotnbustibies

dCMG

dt (- kMGCMGCw + k'GMCGCFA +kD GCD GCw- k'DGCMGCFA)x CFA (4-5)

Donde CL, CL. y C„„ se refieren a las concentraciones en el sistema de re-IG' DG' MC C FA II

acción de los triglicéridos, di glicéridos, mono glicéridos, glicerina, ácidos grasos y agua, respectivamente (mol/m3). En cada ecuación la fórmula en paréntesis describe la reacción típica de segundo orden, mientras el factor C se refiere al efecto auto-catalítico de los ácidos grasos libres.

La esterificación fue descrita con la siguiente ecuación

dCpAME dt

- (kCpA^M - k'CpAME Cw) X CFA (4.6)

Donde C c , „ r , C,„ CL, y C„„ se refieren a las concentraciones de metil ésteres, metanol, áci-E4ME' AP FA J [í- ' '

dos grasos y agua (mol/m5), respectivamente.

4.5. Análisis económico

Una desventaja al emplear condiciones supercríticas es la alta presión y temperatura para lo cual se requiere mayor energía (o un proceso adicional de ingeniería para recuperación de la energía) y altos costos de capital para el reactor.

Diversos estudios económicos, muestran que los costos totales de inversión y operativos en condiciones supercríticas son menores que los métodos convencionales usando catalizado-res alcalinos o ácidos [2; 32; 33; 34; 35],

Usando propano como co-solvente para reducir el punto crítico de la mezcla y reducir los requerimientos de energía y costos operativos, D'Ippoloto et al. [2] analizaron la producción de biodiesel. Utilizando dos reactores, la primera etapa es un reactor de mezcla completa comprimida, en la segunda etapa se utiliza un reactor de flujo pistón con recuperación de calor lo cual reduce la presión total y puede ser operado a relaciones molares bajas de aceite metanol (10-15). La optimización se realiza con una separación intermedia de glicerina en decantadores y con recuperación de calor en intercambiadores de doble tubo y evaporado-res flash adiabáticos.

West et al. [34] reportaron que el análisis económico para una transesterificación supercrítica no catalítica es menor que para el proceso homogéneo catalizado por bases o ácidos em-pleando aceites usados de cocina. El proceso homogéneamente catalizado genera pérdidas financieras, mientras que el proceso supercrítico genera ganancias (aunque muy bajas para ser interesante).

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Producción de Biodiesci t inl izando Tecnología de Huidos Supercr ídcos

Van Kasteren y Nisworo [33] describen el diseño conceptual del proceso de producción en el cual aceite de cocina usado es convertido por transesterificación supercrítica con me-tanol a metil ásteres, estudiaron tres capacidades de plantas (125.000; 80.000 y 8000 tone-ladas de biodesel/año). Para ello concluyendo que la transesterificación supercrítica pued escalarse para obtener metil ésteres de alta pureza (99,8%) y como co-producto glicerina casi pura (96,4%). El análisis económico de la planta de biodiesel muestra que el biodiese puede venderse a US$ 0.17/1 (125.000 toneladas/año), US$ 0.24/1 (80.000 toneladas/año) y US$ 0,52/1 para la menor capacidad (8000 toneladas/año). Los factores clave sensibles par la viabilidad económica de la planta son el precio de la materia prima, la capacidad de 1 planta, el costo de la glicerina y el costo de capital. La conclusión general es que el proceso con supercríticos puede ser competitivo con los procesos catalizados con bases o ácidos.

Marchetti y Errazo [32] concluyeron que la alternativa supercrítica es factible para la pro-ducción de biodiesel desde un punto de vista técnico, sin embargo, desde un análisis econó-mico, esta tecnología en las condiciones de operación estudiadas no parece ser una buen alternativa por el alto costo asociado con los requerimientos energéticos del proceso, encon-trándose que es necesaria la mayor inversión para todas las tecnologías estudiadas (proces con catalizador alcalino con pre-esterificación, catalizador ácido homogéneo y catalizado! ácido heterogéneo) y también el mayor costo por kilogramo de biodiesel. En esta tecnologí alrededor del 40% del costo de operación está asociado con la materia prima utilizada, dife-rente al 78% para las otras tecnologías analizadas. Consideraron que cuando se disminuye e costo de operación a un 40% o menos, esta tecnología podría ser económicamente factible Otra alternativa es desarrollar una nueva tecnología donde la presión remanente después de la primera separación flash puede ser usada para presurizar el segundo reactor.

Varios autores han concluido que a pesar de sus desventajas económicas, este proceso eí ambientalmente bueno, debido a los menores efluentes, y a la calidad de la glicerina obteni-da como producto secundario [36],

4.6. Condiciones subcríticas

Otra forma de obtener un sistema de una sola fase para la transesterificación no catalític; pero con temperaturas y presiones menores que los valores del alcohol supercrítico, eí usando un cosolvente. Hegel et al, [37] y Cao et al, [38] analizaron mezclas de aceite de soya metanol y propano, mostrando visualmente el comportamiento de los sistemas que invo lucran tres fases (Líquido-Líquido-Vapor), dos fases (Líquido-Vapor), y una fase (superen tico) cuando son calentados o reaccionan. Los puntos críticos de la mezcla se reducen cor un incremento de las cantidades de propano, siendo éste un buen solvente para los aceite: vegetales, observaron que existe una sola fase líquida para varias mezclas a temperatura: menores a 433 K, concluyendo que no son requeridas temperaturas supercríticas para teñe:

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^ yes i i^ invos en la Producción de Riocombust ibles

una sola fase homogénea de los reactantes. El uso del propano reduce las cantidades de me-tanol requerido, resultando en una reducción significativa de la presión del sistema. En este estudio las condiciones de reacción que dieron mejores resultados (98% de rendimiento en 10 minutos) fueron temperaturas de 280 °C, con una relación molar de propano a metanol de 0,05, una relación molar de metanol a aceite de 24 y una presión del sistema de 128 bar. El mismo grupo de Cao en otra publicación [39] usó CO, como co-solvente con resultados similares a los del propano. Manejando condiciones moderadas se obtuvo un rendimiento del 98,5% en 10 min a 280°C con una relación CO, a metanol de 0,1, una relación de meta-nol aceite de 24 y una presión del sistema de 143 bar.

En otro trabajo [40] se usó THF y hexano como co-solventes para reducir la viscosidad del aceite vegetal, estos solventes ayudaron a las propiedades de flujo en un sistema de reacción continua, pero no permitieron que la reacción se desarrollara en condiciones moderadas. También se analizó cómo los álcali ésteres producidos pueden actuar como cosolventes mostrando que una sola fase líquida puede existir incluso a 313 K si son agregados metil ésteres a la mezcla de aceite y metanol. Con una relación molar de metanol y aceite de soya de 6, adicionando suficientes metil ésteres hasta alcanzar un 36 % (en volumen), la solución creada es una fase líquida homogénea [41],

Saka e Isayama [42] estudiaron el proceso de conversión de aceite de cañóla a metil ésteres de ácidos grasos y triacetina utilizando acetato de metilo, descubriendo que la reacción de transesterificación de los triglicéridos con el metil acetato puede darse sin catalizador en condiciones supercríticas generando los metil ésteres de ácidos grasos y triacetina. Además estudiaron el efecto de la triacetina en la mezcla cuando la relación molar de metil oleatos a triacetinas fue de 3 a 1, correspondiente a la relación molar teóricamente derivada de las reacciones de transesterificación, encontrando que no afecta la calidad del biocombustible obtenido.

En valores subcríticos del alcohol la velocidad de reacción es menor y gradualmente se incrementa, a medida que la presión o la temperatura aumentan. Se observó que el incre-mento de la temperatura de reacción, especialmente en condiciones supercríticas, tiene una influencia favorable en el rendimiento de la conversión de ésteres. El rendimiento de los ésteres alcalino se incrementa cuando la relación molar de aceite a alcohol se incrementa [43],

4.7. Proceso supercrítico catalizado con bases

La transesterificación catalítica con metanol supercrítico se desarrolla en una autoclave en presencia de 1 - 5% de NaOH, CaO o MgO como catalizadores a 520 K, las conversiones tranzadas son de 60 a 90% en el primer minuto. Demirbas [43] demostró que el CaO

^ M ^ ^ ^ k h m m m m k 8 3

Producción de Bindii ••c! LTili...—

puede acelerar la conversión de metil ésteres del aceite de girasol a 525 K y 24 MPa aún si una pequeña cantidad de catalizador es agregada (0.3% de aceite). La velocidad de la transesterificación se incrementa con el aumento del contenido de CaO desde 0,3% a 3% Sin embargo, incrementos mayores del 5% de CaO no son justificados en el rendimiento a metil ésteres. El incremento de la temperatura de reacción tiene una influencia favorable en el rendimiento con o sin CaO como catalizador a temperaturas de 465 K, el rendimiento de metil ésteres es relativamente menor aun después de reacciones de 1200 s y 1600 s y el rendimiento con o sin CaO es de sólo el 64.7 y 29.3%, respectivamente. A medida que 1 temperatura se incrementa, el rendimiento mejora significativamente. En la corrida de 3% de CaO, la reacción de transesterificación se completó a los 1200 s y lOOOs a 215 K y 225K. respectivamente.

En el método de transesterificación supercrítica del alcohol, el rendimiento de la conversiór se incrementa del 50 al 90% para los primeros 8 minutos. En el método de transesterifi-cación catalítica con metanol supercrítico, el rendimiento de conversión pasa de 60 a 90° para el primer minuto.

4.8. Proceso supercrítico catalizado con enzimas

Una de las limitantes cuando se realizan reacciones sobre catalizadores heterogéneos, po ejemplo lipasas, es la velocidad de adsorción y desorción de reactivos y productos sobre 1 partículas sólidas, lo cual influye entre otras en: la velocidad de reacción, la conversión, e rendimiento, los tiempos de residencia y la selectividad. Se ha analizado el comportamienti de este tipo de sistemas cuando se utilizan solventes en estado supercrítico para mejorar 1 transferencia de masa y mejorar las velocidades de reacción.

Jackson y King [44] describen la directa metanólisis de triglicéridos en un flujo de dióxido d carbono supercrítico con una enzima inmovilizada, el sistema de reacción consiste de d bombas para la adición de sustrato y otras dos bombas para el CO, a 24.1 MPa. El aceit de maíz fue bombeado en la corriente de dióxido de carbono a una velocidad de 4 mL/mi y el metanol fue bombeado a 5 mL/min para obtener un rendimiento de ácidos grasos metil ésteres de 0.98%. La directa metanólisis de hojuelas de soya produjo metil ésteres ácidos grasos con un rendimiento similar. Esta extracción combinada fue realizada a 17. MPa y 50.8 °C.

Las reacciones de esterificación de los ácidos grasos y 1-propanol catalizado en CO, supe crítico con una lipasa encapsuladas en micro emulsiones de lecitina en agua - aceite de ( antárctica y Mucor miehei realizada Marty et al [45] resultaron en mayores tasas de conversiói Esta suspensión también necesitó menores cantidades de enzimas que otros sistemas c lipasas inmovilizadas, debido a que una disminución en las velocidades de reacción con

»86.::. | 84 |

Avances Investiga ti vos en la Producción de Biocomb ustible

incremento de la presión posiblemente aumenta la solubilidad de los reactantes en el C 0 2

Kumar et al. [47] realizaron la esterificación de ácido palmítico con etanol a varias tempe-raturas (35 - 70 °C) en presencia de tres lipasas (Novozym 435, Lipolase 100T, y lipasa de páncreas de cerdo) en dióxido de carbono supercrítico y bajo condiciones libres de solvente. Todas las enzimas mostraron una temperatura óptima de 328 K bajo ambas condiciones. También fue investigado el efecto del agua y la adición de etanol de la esterificación del áci-do. La conversión obtenida en dióxido de carbono supercrítico y libre de solvente con No-vozym a condiciones óptimas fue de 74 y 97% respectivamente. Aunque un aparente mayor rendimiento fue obtenido bajo condiciones libres de solvente, los autores lo justifican por la mayor cantidad de sustrato y concentraciones de enzimas utilizadas, considerando que aún así la reacción en dióxido de carbono supercrítico es mejor por el uso de menor carga de enzimas, las mayores velocidades de reacción y la facilidad de procesamiento posterior.

Utilizando la ecuación de Peng Robinson con las reglas de mezclado de Wong Sandler, se estudió el efecto del cambio de solubilidad del etil éster de aceite de palma (aproximado a etil palmeato, C H. ,0 2 ) en dióxido de carbono en condiciones supercríticas a bajas tempe-raturas, obteniéndose la correlación de solubilidad vs presión. En la Figura 4.2, además de presentarse los valores calculados con la ecuación de estado, se indican los valores reporta-dos, por Crampton et al [48] para la misma mezcla.

— 31 3,15 Exper imenta l — 3 ¿ 3 , 1 5 Exper imenta l — 3 3 3 , 1 5 Exper imenta l t 323 ,15 Calculado

333 .1 S Calculado

50

0 i -0,3

Figura 4.2. Tracción molar dióxido de carbono supercrítico en etilpalmitato a 313.15K, 23.15Kj 333.15K. Datos experimentales reportados por Crampón y Charbit [48].

Los resultados anteriores permiten analizar las condiciones de operación más adecuadas para realizar la transesterificación en la obtención de biodiesel del aceite de palma utilizando linazas como catalizadores y dióxido de carbono supercrítico como solvente.

U í i J *

250

200

c 150 i o O» a¿

100

Producción de Biodiesel Ut i l izando Tecrx

Conclusiones En la búsqueda de utilizar materias primas alternativas a los aceites refinados, la utilización de condiciones supercríticas es una alternativa de proceso viable, pues permite la presenci de impurezas como ácidos grasos insaturados y agua, sin ser necesario pretratamientos como en el caso de los procesos convencionales. Sin embargo, la poca viabilidad economic encontrada hasta ahora con esta tecnología debe ser estudiada a profundidad mejorando la relación alcohol-aceite, el uso de cosolventes que permitan disminuir las temperaturas y presiones de trabajo, entre otras.

Referencias 1. M. Mittelbach, M. Roncar, "Method for the preparation of fatty acid alkyl esters". U.S.

Patent No 5,849,939. Dec 15, 1998. 2. S. A. D'Ippolito, J. C. Yori, M. E. Iturria, C. L. Pieck, C. R. Vera, "Analysis of a two-

step, noncatalytic, supercritical biodiesel production process with heat recovery". Energy Fuels. Vol. 21. 2007. pp. 339-346.

3. A. Demirbas, "Biodiesel fuels from vegetable oils via catalytic and non-catalytic supercritical alcohol transesterifications and other methods: a survey". Energy Corn Manag. Vol. 44. 2003, pp. 2093-2109.

4. S. Saka, D. Kusdiana, "Biodiesel fuel from rapeseed oil as prepared in supercritical metha-nol". Fuel. Vol. 80. 2001. pp. 225-231.

5. L. C. Gallego, C. A. Cardona, "Aplicaciones industriales de los fluidos supercríticos". Inge-niería Química. Vol. 6. 2004. pp. 185-188.

6. T. Sasaki, T. Susuki, F. Okada, "Method for preparing fatty acid esters and fuel comprising fatty acid esters". U. S. Patent No 6,187,939. Feb 13, 2001.

7. D. Kusdiana, S. Saka, "Kinetics of transesterification in rapeseed oil to biodiesel fuels as treated in supercritical methanol". Fuel. Vol. 80. 2001. pp. 693-698.

8. U. R. Kreutzer, "Manufacture of Fatty Alcohols Based on Natural Fats and Oils". J. Am. Oh Chem. Soc. Vol. 61. 1984. pp. 343-348.

9. C. M. Drapcho, N. P. Nhuan, T. H. Walker, "Biofuels engineering process technology". McGraw-Hill, 2008.

10. D. Kusdiana, S. Saka, "Two-step preparation for catalyst-free biodiesel fuel production: hydrolysis and methyl esterification". ApplBiochem Biotechnol. Vol. 40. 2004. pp. 781-91.

11. A. Demirbas, Biodiesel: A Realistic Fuel Alternative for Diesel Engines. London: Springer-Verlag, 2008.

12. C. R. Vera, S. A. D'Ippolito, C. L. Pieck, J. M. Parer, "Production of biodiesel by a two-step supercritical reaction process with adsorption refining". 2005. 2nd Mercosur Congress on Chemical.Engineering. (4)

13. Yi Warabi, D. Kusdiana, S. Saka, "Biodiesel fuel from vegetable oil by various supercritical alcohols". ApplBiochem Biotech. Vol. 115. 2004. pp. 793-801.

I 8 6 I

Avances InvcstU'ativos en la Producción de Biocombusribles

A. Demirbas, "Studies on cottonseed oil biodiesel prepared in noncatalytic SCF conditions". Bioresour. Techno/. Vol. 99. 2008. pp. 1125-1130. M. N. Varma, G. Madras, "Synthesis of biodiesel from castor oil and linseed oil in super-critical fluids". Ind. Eng. Chem. Res. Vol. 46. 2007. pp. 1-6. G. Madras, K. Chandana, K. Rajnish, "Synthesis of biodiesel in supercritical fluids". Fuel. Vol. 83. 2004. pp. 2029-2033. A. Demirbras, "Biodiesel from sunflower oil in supercritical methanol with calcium oxide". Energy Conversion and Management. Vol. 48. 2007. pp. 937—41. D. Kusdiana, S. Saka, "Effects of water on biodiesel fuel production by supercritical metha-nol treatment". Bioresource Technology. Vol. 91. 2004. pp. 289—295. Y. Warabi, D. Kusdiana, S. Saka, "Reactivity of triglycerides and fatty acids of rapeseed oil in supercritical alcohols". Bioresour. Technol. Vol. 92. 2004. pp. 283—287. H. Imahara, E. Minami, S. Hari, S. Saka, "Thermal stability of biodiesel in supercritical methanol". Fuel. Vol. 87. 2008. pp. 1-6. M. Balat, "Biodiesel from vegetable oils via transesterification in supercritical ethanol". Ener-g y Edu Sci Technol. Vol. 16. 2005. pp. 45—52. H. He, S. Sun, T. Wang, S. Zhu, "Transesterification Kinetics of Soybean Oil for Produc-tion of Biodiesel in Supercritical Methanol". J. Amer Oil. Chem Soc. Vol. 84. 2007. pp. 399-404. T. Einnarat, P. E. Savage, "Assessment of Noncatalytic Biodiesel Synthesis Using Supercri-tical Reaction Conditions". Ind. Eng. Chem. Rej. Vol. 47. 2008. pp. 6801-6808. H. P. Gros, S. Bottini, E. A. Brignole, "High pressure phase equilibrium modeling of mix-tures containing associating compounds and gases". Fluid Phase Equilib. Vol. 136. 1997. pp. 75. O. Guclu-Unstundag, F. Temelli, "Thermodynamic modeling of the solubilities of fatty acids in supercritical fluids". Ind. Eng. Chem. Res. Vol. 39. 2000. pp 4756. Y. Shimoyama, Y. Iwai, B. S. Jin, T. Hirayama, Y. Arai, "Measurement and correlation of vapor-liquid equilibria for methanol + methyl laureate and methanol + methyl myristate sys-tems near critical temperature of methanol". Fluid Phase Equilibria. Vol. 254. 2007. pp. 217. K. Bunyakiat, S. Makmee, R. Sawangkeaw, S. Ngamprasertsith, "Continuous produc-tion of biodiesel via transesterification from vegetable oils in supercritical methanol". Energy Fuels. Vol. 20. 2006. pp. 812-817. S. Glisic, O. Montoya, A. Orlovic, D. Skala, "Vapor-liquid equilibria of triglycerides-me-thanol mixtures and their influence on the biodiesel synthesis under supercritical conditions of methanol"./. Serb. Chem. Soc. Vol. 72. 2007. pp. 13-27. J. Chrastil, "Solubility of solids and liquids in supercritical gases". J. Phjs. Chem. Vol. 86. 1982. pp. 3016. S. Saka, D. Kusdiana, "Kinetics of transesterification in rapeseed oil to biodiesel fuel as treated insupercritical methanol". Fuel. Vol. 80. 2001. pp. 693-698. E. Minami, S. Saka, "Kinetics of hydrolysis and methyl esterification for biodiesel produc-tion in two-step supercritical methanol process". Fuel. Vol. 85. 2006. pp. 2479—2483. J. M. Marchetti, A.F. Errazu, "Techno-economic study of different alternatives for biodie-sel production". Fuelprocessing technology. Vol. 89. 2008. pp. 740-748. J. M. N. van Kasteren, A. P. Nisworo, "A process model to estimate the cost of industrial

I 87 I

scale biodiesel production from waste cooking oil by supercritical transesterification". Resour-ces, Conservation and Recycling. Vol. 50. 2007. pp. 442—458. A. H. West, D. Posarac, N. Ellis, "Assessment of four biodiesel production processes using HYSYS". Plant. Bioresour. Technol. Vol. 99. 2008. pp. 6587-6601. S. Glisic, D. Skala, "The problems in design and detailed analyses of energy consumption for biodiesel synthesis at supercritical conditions". J. of Supercritical Fluids. Vol. 49. 2009. pp 293 - 301. K. G. Harding, J. S. Dennis, H. von Blottnitz, S. T. L. Harrison, "A life-cycle comparison between inorganic and biological catalysis for the production of biodiesel". J Clean Prod. Vol. 16. 2007. 1368 - 1378. P. Hegel, G. Mabe, S. Pereda, E. A. Brignole, "Phase transitions in a biodiesel reactor using supercritical methanol". Ind. Eng. Chem. Res. Vol. 46. 2007. pp. 6360-6365. W. Cao, H. Han, J. Zhang, "Preparation of biodiesel from soybean oil using supercritical methanol and co-solvent". Fuel. Vol. 84. 2005. pp. 347-351. J. Z. Yin, M. Xiao, J. B. Song, "Biodiesel from soybean oil in supercritical methanol with co-solvent". Energy Conversion and Management. Vol. 49. 2008. pp. 908—912. R. Sawangkeaw, K. Bunyakiat, S. Ngamprasertsith, "Effect of cosolvents on production of biodiesel via transesterification in supercritical methanol". Green Chem, Vol. 9. 2007. pp. 679-685. M. Busto, S. A. D'Ippolito, J. C. Yori, M. E. Iturria, C. L. Pieck, J. M. Grau, C. R. Vera, "Influence of the axial dispersion on the performance of tubular reactors during the noncatalytic supercritical transesterification of triglycerides". Energy Fuels. Vol. 20. 2006. pp. 2642-2647. S. Saka, Y. Isayama, "A new process for catalyst-free production of biodiesel using super-critical methyl acetate".//«?/. Vol. 88. 2009. 1307 - 1313. A. Demirbas, "Progress and recent trends in biodiesel fuels". Energy Conversion and Manage-ment. Vol. 50. 2009. pp. 14-34. M. A. Jackson, J. W. King "Methanolysis of seed oils in supercritical carbon dioxide". J Am Oil Chem Soc. Vol. 10. 1996. pp. 353-6. A. Marty, D. Combes, J. S. Condoret, "Fatty acid esterification in supercritical carbon dioxi-de". Progress Biotechnol. Vol. 8. 1992. pp. 425-432. C. Blattner, M. Zoumpanioti, J. Kroner, G. Schmeer, A. Xenakis, W. Kunz, "Biocatalysis using lipase encapsulated in microemulsion-based organogels in supercritical carbon dioxide". J Supercritical Fluids. Vol. 36. 2006. pp. 182-193. R. Kumar, G. Madras, J. Modak, "Enzymatic Synthesis of Ethyl Palmitate in Supercritica Carbon Dioxide". Ind. Eng. Chem. Res. Vol. 43. 2004. pp. 1568-1573. G. Crampon, E. N. Charbit, "High-pressure apparatus for phase equilibria studies. Solubi-lity of fatty acid esters in supercritical C02". Journal of Supercritical Fluids. Vol. 16. 1999. pp. 11-20.

Avances in ves fijativos en la Producción de Biocombusrihles

CAPÍTULO 5

POSIBILIDADES DE PROCESOS REACCIÓN-SEPARACIÓN PARA LA PRODUCCIÓN DE

BIOCOMBUSTIBLES

Carlos Ariel Cardona A*, Annie Alexandra Cerón S,.

Los biocombustibles, como alternativa a los combustibles de origen fósil, son cada vez más atractivos debido a su compatibilidad con el medio ambiente y a que se obtienen a partir de recursos renovables, sin embargo, muchos de los procesos diseñados e implementados en la industria para la producción de biodiesel, se ven limitados por los altos costos de producción, causados por las restricciones impuestas por el equilibrio químico, reacciones reversibles y compleja separación.

Debido a esto, la intensificación de los procesos de producción de biocombustibles, se ha convertido en una prioridad durante el diseño de las configuraciones tecnológicas desde el punto de vista técnico, económico y ambiental. En este sentido, los procesos integrados permiten la intensificación mediante la combinación de varias unidades de operación en una misma unidad de proceso o a través del óptimo uso de las corrientes de energía.

En este capítulo, se presentan las posibilidades, ventajas y limitaciones del uso de la intensi-ficación de la producción de biodiesel mediante la integración de procesos reacción-separa-ción (destilación reactiva y extracción reactiva). Además se analizan algunas configuraciones para llevar a cabo este proceso y se muestra cómo estas tecnologías permiten obtener ma-yores conversiones, rendimientos y menores gastos energéticos.

5.1. Procesos simultáneos

La eficiencia de los procesos juega un papel muy importante para el diseño de los mismos, pero para esto es necesario considerar diferentes configuraciones que permitan el aprove-

* Universidad Nacional de Colombia-Sede Maníjales, Plantas Piloto de Biotecnología y Agroindustria, Campus Ea Nitbia, Maníjales, AA 127, Colombia. 'Tel-fax: +57-68879400 Ext. 55880.E-mail: ccardonaat@unal.edu.co

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chamiento de las condiciones y superar las restricciones de los procesos convencionales, mediante el uso de diferentes configuraciones tecnológicas que permitan la reducción de la relación entre el tamaño de los equipos y la capacidad de producción, el consumo energético y la producción de residuos, redundando en tecnologías más económicas y sostenibles [1],

Entre las principales tecnologías en la intensificación de procesos están las que combinan reacción química y separación en un mismo equipo y ofrecen muchas ventajas en compa-ración con los procesos no integrados. Particularmente en el caso de los procesos reacción — separación, la integración permite aumentar la conversión de los reactivos y la producti-vidad volumétrica. De esta forma, la conversión se ve incrementada debido a que los pro-ductos de la reacción son retirados de la zona de reacción favoreciendo la ocurrencia de la reacción directa en el caso de las reacciones reversibles [2].

Es importante resaltar entre las ventajas, el mejor aprovechamiento de las materias primas y el incremento de la selectividad disminuyendo así la cantidad de productos no deseados y las corrientes de residuos, obteniendo de esta forma procesos diseñados para ser ambien-talmente amigables. Desde el punto de vista de los costos de producción, la integración permite el desarrollo de procesos más compactos debido a la reducción de la cantidad y tamaño de las unidades de proceso. La reducción de costos puede obtenerse ya sea por la disminución del costo de capital o por la reducción del consumo energético.

La reducción de los costos energéticos es relativa a la diminución del tamaño de las unidades de procesamiento, pequeñas unidades, necesitan pequeñas corrientes de calentamiento enfriamiento, que redundan en la disminución del tamaño y el número de los intercambia-dores de calor que contribuye a configuraciones tecnológicas más compactas. En algunos casos es posible disminuirla cantidad de corrientes externas de recirculación sustituidas por corriente de recirculación interna.

Sin embargo, los procesos combinados muestran algunas desventajas cuando se compara con los procesos no integrados. Por un lado, desde el punto de vista del control, los pro-cesos integrados muestran un alto grado de complejidad, debido a la presencia de estado estables múltiples, requiriendo lazos de control más robustos, lo cual aumenta los gasto y dificulta el diseño. En el caso de la extracción reactiva, debido a la adición de un terce componente, es necesario el uso de unidades adicionales de recuperación [3].

Los procesos simultáneos pueden clasificarse en dos clases principales dependiendo si se combinan operaciones unitarias o procesos unitarios. La integración de proceso es homo-génea cuando dos o más operaciones unitarias o dos o más reacciones son combinadas; 1 integración se denomina heterogénea cuando se combinan una operación unitaria y un reacción química [4].

• L w J *

Avances Inves t i gamos en la Producción de Biocombasr ib ies

Teniendo en cuenta que los procesos simultáneos pueden combinar algún tipo de operación e separación con una reacción, si combinamos la operación de destilación con reacción

química, se puede hablar de un proceso de destilación reactiva y si se combina con extrac-ción líquido-líquido hablamos de extracción reactiva [5].

5.2. Destilación reactiva

Es un proceso combinado donde la reacción química y la destilación coexisten en una sola unidad de proceso. Ofrece distintas ventajas sobre la configuración convencional, ya que ésta reduce costos de capital y operación además de aumentar la conversión de los reactan-tes, selectividad y transferencia de masa.

Es especialmente utilizada para reacciones limitadas por el equilibrio, tales como esteri-ficación, alquilación y reacciones de hidrólisis de ésteres, donde la conversión puede ser incrementada más allá de la conversión de equilibrio debido a la continua remoción de los productos en la zona de reacción. Esto puede permitir una enorme reducción de capital y costos de inversión [6].

El biodiesel puede ser producido por transesterificación de largas cadenas de triglicéridos (TG) o esterificación de ácidos grasos a pequeñas cadenas de ésteres del alcohol correspondiente (metilésteres, etilésteres, propilésteres, etc.) usando un catalizador alcalino o ácido [7].

Esta reacción se da en tres pasos con la formación de diglicéridos (DG) y monoglicéridos (MG), obteniendo como resultado la producción de 3 moles del éster y 1 mol de glicerol (GL) como se muestra a continuación [8]:

La reacción total es:

CATALIZADOR TG + 3R0H — - » 3R'C0Z- R + GL (5.1)

Y las reacciones intermedias son:

K1 TG + ROH

DG + ROH

MG + ROH

K2

K3

K4

K5

K6

R'C02 - R + DG

RT02 - R + MG

R'CO, - R + GL

(5.2)

| 91 | -5S

Posibil idades de Procesos Reaceión -separación para la rrociuecioi i ue moeosiiuuMjuie^

Las constantes de velocidad de reacción y su energía de activación se presentan en la Tabla 5.1. El cálculo de estas constantes a otras temperaturas se puede estimar mediante la ecua-ción de Arrhenius (ecuación 5.3.).

Tabla 5.1. Velocidades de reacción y energías de activación

Constante Valor (50 °C) Energía de activación (cal/mol) kl (1/moi min) 0,049 13145

k2 0,102 9932

k3 0,218 19860

k4 ¡,280 14639

k5 0,239 6421

k6 0,007 9588

k7 7,84E-5

k8 l,58E-5

Por métodos convencionales, la producción industrial de biodiesel tiene una gran cantidad de inconvenientes como los gastos energéticos, recuperación de glicerina, remoción de al-calinidad del producto, tratamiento de las corrientes alcalinas y los ácidos grasos libres y e agua que interfieren en la reacción, entre otros [9],

Para minimizar los problemas de los catalizadores homogéneos es posible usar sistemas ca-talíticos heterogéneos que simplifican el tratamiento posterior de los productos (separación y purificación) ya que pueden ser fácilmente separados, regenerados y reusados. Además previenen la formación de jabón por la neutralización de ácidos grasos libres o saponifica-ción de trigücéridos.

Un gran número de catalizadores heterogéneos ha sido reportado en la literatura, incluyen-do enzimas, zeolitas, arcillas, polímeros orgánicos, resinas de intercambio iónico y óxidos entre otros [10],

La reacción de transesterificación se ve afectada por cantidad de factores como la concen tración de catalizador, relación molar de reactivos, agua y ácidos grasos libres contenidos er la materia prima [11], por estas razones la reacción de esterificación es estudiada:

R, - COOH + R 2 - OH * -R-.COO- R2 + H20 (5.4)

— • l_92 j •

' 11 i - Investigat ivos en ia Ps'oducción de B iocombusübles

Si se tiene en cuenta la posibilidad de llevar a cabo mediante catálisis ácida la esterificación de ácidos grasos y la transesterificación de los trigüeéridos, podrían aumentar los rendi-mientos del proceso, disminuir los costos de producción y hacer uso de materias primas de menor calidad [12].

Singh et al. [13] estudiaron la producción de biodiesel por destilación reactiva a escala de laboratorio usando aceite de cañóla y metanol en exceso, con KOH como catalizador. En este estudio se evaluaron dos alternativas, en la primera, los reactivos se alimentaron directa-mente a la columna, mientras que en la segunda se hicieron pasar por una etapa de reacción previa. Con la segunda opción se obtuvo una concentración de éster metílico del 91.7% extraído por el fondo de la columna.

La columna de destilación reactiva consta de una zona reactiva entre las zonas de rectifica-ción y agotamiento (ver figura 5.1.), que dependen del comportamiento de las mezclas, para el caso de la esterificación de ácidos grasos con metanol, el agua y alcohol son mucho más volátiles que los ésteres y ácidos, de esta forma son separados por la cima de la columna por lo cual no es necesario una gran zona de rectificación. De la misma forma, la zona de agotamiento es pequeña, así que la zona de reacción cubre prácticamente toda la columna.

Omota [14], demostró que no era necesario el uso de metanol en gran exceso aún operando abajas relaciones de reflujo de alcohol.

Figura 5.1. Configuración básica de una columna de destilación reactiva.

Para complementar los estudios experimentales realizados a escala de laboratorio, se en-cuentran reportadas en la literatura algunas simulaciones en la producción de biodiesel

^mmmm^^^mmmmmmmmmm., : | 93 | ^ h ü h ü m m ^ H

isibilidades de Procesos Reacción-separación para h Producción de Biocombustibles

combinando reacción y separación en una columna de destilación [15, 16]. En estas simu-laciones se puede observar cómo el producto es retirado continuamente favoreciendo la reacción directa.

Por otra parte, el estudio teórico realizado por Cardona et al. [5], demuestra la viabilidad de la obtención de biodiesel por destilación reactiva a partir de ácido láurico con metanol y 2-etil-hexanol, como primera aproximación al complejo diseño de procesos de transeste-rificación de aceites vegetales. En este trabajo se propone un método corto (análisis de la estática) para la síntesis y diseño del sistema tecnológico del proceso. Se usó el simulador comercial ASPEN PLUS y se trabajó una presión de 102.325 kPa.

Posteriormente, en la simulación presentada por Kiss et al. [17], los reactivos (ácido dodeca-noico con metanol, propanol o 2 etil hexanol) son alimentados a una torre de 14 etapas, en relación estequiométrica y a la misma temperatura a la que se encuentra la zona de reacción, con una relación de reflujo entre 0,01 y 0,1. Una relación mayor de reflujo es perjudicial ya que aumenta la concentración de agua en la columna disminuyendo la conversión de ácidos grasos. Para reducir la concentración de ácido dodecanoico en el producto final, el ácido se alimenta por encima de la zona de reacción. El tiempo de residencia en la columna fue de 10 min, mucho menor que los tiempos de retención reportados para procesos convencionales.

Bathia, et al. [18], reporta la producción de palmitato de isopropilo por destilación reactiva, usando un catalizador de acetato de zinc soportado en sílica gel en una columna empacada de 102 mm de diámetro, los datos experimentales fueron usados para validar las predic-ciones teóricas obtenidas de la simulación del proceso en condiciones de estado estable y modelos basados en transferencia de masa.

En este capítulo, se ilustra un ejemplo de la producción de biodiesel por destilación reactiva por medio de una reacción de esterificación de ácido oleico con metanol haciendo uso de una resina de intercambio.

5.2.1. Producción de biodiesel a partir de aceite de palma por destilación reactiva Para el diseño del proceso de destilación reactiva, se usó un método corto como el aná-lisis de la estática. Mediante esta metodología, es posible determinar los estados estable límite con máxima conversión y determinar cualitativamente el esquema tecnológico más adecuado, partiendo del análisis de la termodinámica topológica. El método considera des-preciables los cambios debidos a la reacción en cada etapa y que la destilación reactiva es el resultado de la sucesión de operaciones de reacción separación donde la alimentación se convierte a una mezcla pseudoinicial teniendo en cuenta el grado de avance de la reacción y luego es separada por destilación [19].

I 94 | — — —

Avances invesuíadvos en : b íes

íii aceite ae palma está constituido por trioleina, tripalmitina y trilinoleina. También con-tiene en bajas proporciones los ácidos grasos libres laúrico, mirístico, esteárico y linoléico [20]-

La composición del aceite de palma usada para realizar la simulación es la que se muestra en la tabla 5.2.

Teniendo en cuenta los componentes del sistema, es necesario el cálculo de las propieda-des físicas, químicas y termodinámicas para los tri, di, monoglicéridos y metil ésteres. Para el caso de las propiedades críticas y temperatura normal de ebullición se utilizó el método propuesto por Marrero y Gani [21] (ver tabla 5.3).

Para correlacionar la presión de vapor se usó el método propuesto por Ceriani y Meirelles [22] y Cp (T) por la correlación propuesta por Rihani y L.k.[23] y se muestran en las tablas 5.3 y 5.4 respectivamente.

Tabla 5.2. Composición del aceite de palma usado en la simulación (% peso)

Sustancia ooo PPP LLL Acidos grasos libres 40,5 42,8 10,1 6,6

Tabla 5.3. Propiedades calculadas

Sustancia MW Tb (K) Hf (kJ/mol) Gf (kJ/mol) PPP 807,35 826,825 -2075,611 -582,451 OOO 885,46 850,834 -1866,619 -304,483 LLL 879,38 852,745 -1532,653 -74,899 PP 568,51 760,755 -1576,511 -535,88 OO 620,54 782,411 -1437,183 -350,568 LL 616,51 793,326 -1256,197 -181,384 P 330,28 666,369 -1077,411 -489,309 O 356,29 683,103 -1007,747 -396,653 L 354,28 637,428 -787,729 -268,73 MP 284,27 597,868 -735,219 -214,647 MO 310,29 620,338 -665,555 -121,991 ML 308,27 622,132 -554,233 -45,463

>PP: tripalmitina, 000: trioleina, J .J J,: linoleína, PP:dtpalmitina, 00: dioleína, L1^ dilinoleína, P: monopalmitina, O. monookína, L: monolinoleína, MP: metilpalmitato, MO: metil oleato, ML: metil linoleato, MW: peso molecular.

I 95

Posibiudaaes de Procesos Hcaccn

Para simplificar los cálculos, se asumió el aceite de palma después de un proceso de hidró-lisis como una mezcla de ácido oléico y palmítico. El modelo termodinámico usado para describir el equilibrio líquido vapor calculado con coeficientes de actividad fue UNIFAC DORTMUND y la fase de vapor fue determinada usando la ecuación de estado de SOAVE-REDLICH -KWONG.

Los grupos funcionales de UNIFAC fueron modificados para tener en cuenta algunas inte-racciones entre nuevos grupos funcionales y se muestran en la tabla 5.6.

Tabla 5.4. Constantes para el cálculo de Cp

Sustancia a b*10A2 c*10A4 d*10A6 PPP 23,8659 10,109121 -0,00056039 l,4216E-07 o o o 14,5029 10,223301 -0,00063116 l,5867E-07 LLL 2,7729 9,055701 -0,00063011 l,596E-07 PP 21,512 6,891873 -0,00038682 9,755E-08 OO 15,27 6,967993 -0,000434 l,0856E-07 LL 7,45 6,189593 -0,0004333 l,0918E-07 P 19,1581 3,674625 -0,00021325 5,2944E-08 O 16,0371 3,712685 -0,00023684 5,8448E-08 L 14,8536 3,071795 -0,00020093 5.066E-08 MP 9,8699 3,643861 -0,00018992 4,6714E-08 MO 6,7489 3,681921 -0,00021351 5,2218E-08 ML 2,8389 3,292721 -0,00021316 5,253E-08

Tabla 5.5. Constantes para el cálculo de la presión de vapor por Antoine

Sustancia A B PPP 46.56 -24040

OOO 53.55 -27914 LLL 57.28 -29217 PP 54.74 -23558

OO 53.5 -26259 LL 61.64 -26974

P 42.03 -16561

O 45.82 -18594

L 44.12 -18176 MP 20.26 -6775

MO 26.36 -7837 ML 23.26 -8027

I % I

Avances investigati vos en Ja Producción de Biocombusti bles

Tabla 5.6. Pará??tetros de interacción de grupos para sistemas que contienen triglicéridos (23).

M n i*mn CH=CH CH2COO -149.18 -2692.2 CH=CH COOH -851.34 194.32 CH=CH OH 1172.4 -2457.9 CH2COO COOH 17.081 -167.67 CH2COO OH 511.19 247.52 COOH OH -424.31 70.196

Para proponer el diagrama de flujo y el diseño en estado estable, fue usado el análisis de la estática [5], según el cual, la posibilidad de separación de una mezcla se determina evaluan-do los estados estables del proceso para los casos de separación directa en indirecta. Para finalmente determinar los valores óptimos de la relación de destilado a fondos, la compo-sición de alimentación y la zona de reacción.

De acuerdo al análisis de la estática, las posibles configuraciones para la producción de bio-áesel son las que se muestran en las figuras 5.2.a y 5.2.b, donde la primera muestra el proce-so con una relación de alimentación estequiométrica y la segunda con exceso de metanol.

Acido oleico O

Mecano! «5—

Biodiesel

Figura 5.2. Esquema para la producción de biodieselpor destilación reactiva t

con alimentación estequiométrica y b) usando metanol en exceso.

w m m m - , I 9 ? I v m m m

PosjbíHcL V 1 • . .. •- - : . .pa • too para la Producción de Biocom bus ti bles

5.3. Extracción reactiva

Otro proceso simultáneo de integración reacción separación es la extracción reactiva, que a diferencia de la destilación reactiva, no utiliza energía térmica para lograr la separación, ésta se basa en la capacidad de las sustancias para formar dos fases líquidas para extraer y subsecuentemente separar las sustancias.

Entre las principales ventajas de la extracción reactiva se tiene: menor gasto energético, disminución de la inhibición, aumento de la conversión y equipos más compactos. Pero debido a que la reacción química y la formación de las fases líquidas deben presentarse en simultáneo, es necesario lograr una óptima relación, tanto de solvente alimentación como de la velocidad de agitación, además que se necesitan periodos de tiempo prolongados para lograr la separación.

La inmiscibilidad de las fases líquidas se puede dar naturalmente dentro del sistema de reac-ción (formación de un producto parcialmente miscible con los reactivos, biodiesel) o puede ser introducida con la adición de solventes. De esta forma se logra la separación selectiva de compuestos intermedios o productos, pues se evitan reacciones posteriores y la inhibición de la biomasa en sistemas biológicos, dando como resultado un mayor rendimiento [4].

En la reacción extractiva el objetivo principal es la síntesis de productos químicos, es decir, implementar la componente de reacción, y adicionar la componente de separación pata lograr la extracción selectiva. Esta separación in-situ conlleva a una reconcentración de reac-tivos con lo cual se desplaza el equilibrio químico llegando a conversiones más elevadas en un solo equipo.

Al igual que para el proceso de destilación reactiva, es posible realizar un análisis inicial basado en la termodinámica topològica para los sistemas reacción extracción, consiste en la representación del equilibrio líquido-líquido reactivo como aproximación inicial para gene-rar diagramas de flujo. Además por el análisis de la estática podemos identificar los posibles estados estables, la viabilidad del proceso, la síntesis del esquema tecnológico y los paráme-tros de operación. Este método corto, permite tener una aproximación al modelamiento riguroso [4].

Oliveira et al., [24, 25, 26] han estudiado la integración de la fermentación alcohólica extrac-tiva con la esterificación enzimàtica del etanol a nivel experimental. El ácido oleico es usado como agente extractor del etanol y como substrato para la reacción de estrerificación cata-lizada por la lipasa de Rhi^omucor miehei libre o inmovilizada. La factibilidad del proceso fue probada en una fermentación con altas concentraciones de glucosa (hasta 400 kg/m3). Allí, la adición de la lipasa al sistema de fermentación extractiva dio como resultado un consumo

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Avances Invesugativos en la Producción de Biocombustibies

casi total de la glucosa y una fase acuosa con bajas concentraciones de etanol debido a su esterificación con el ácido oleico.

Dado que la lipasa actúa en la interfase aceite-agua, los reactores de membrana proveen una excelente opción, pues la membrana que se usa como soporte del catalizador es la que forma una barrera entre las dos fases y permite la separación selectiva de los productos. La remoción constante de los productos permite una alta conversión aún para aquellas reacciones donde hay inhibición o son termodinámicamente desfavorables. Los reactores de membrana con lipasas, se han utilizado en la hidrólisis de ácidos grasos [27, 28] y se cree que pueden ser de igual utilidad en la transesterificación.

Una de las configuraciones para la producción de biodiesel por extracción reactiva se mues-tra en la figura 5.3.

Figura 5.3. Esquema de extracción reactiva simulado

En la tabla 5.7 se muestran los flujos y composiciones de algunas de las corrientes más relevantes del proceso, se puede observar que el contenido de alcohol en la corriente de producto final (biodiesel) es superior al 0.02% exigido comercialmente. La glicerina recu-perada tiene una pureza superior al 80% en peso, el rendimiento de triglicéridos a ésteres es del 98% directa.

I 99 I

Fusibi l idades de Procesos Reacción-separac ión para Ja. Producc ión de fíioc 11 •

Tabla 5.7. Principales datos obtenidos en la simulaáón del proceso

ACEITE ETANOL ETOXI BIODIESEL GLICEROL Temperatura °C 25 20 25 20 2 5

Presión bar 1.013 1 1 1 1 Flujo molar kmol/hr 43 170 4.341 129.103 53.446 Fluio músico ks/hr 3.64E+04 7.80E+03 2.00E+02 38013.79 4.39E+03 Entalpia MMkcal/hr -20.02 -11.296 -0.288 -23.104 -7.483 Fracción másica

AGUA 0.0030 0.0004 0.0029 ETANOL 0.9970 1 0.0008 0.1100 GLICEROL 0.8871 OOO 0.0981 0.0002 OO 0.0003 O 1.578E-07 EO 0.5106 PPP 0.0845 0.0002 P 5.811E-05 PP 0.0004 EP 0.4865

LLL 0.4379 0.0003 LL 0.3794 0.0003

ACIDO OLEICO 0.0001

Referencias 1. C. A. Cardona, L. F. Gutiérrez, C. A. Sánchez, "Destilación reactiva- Análisis y 'Diseño básico",

Manizales: s.n., 2007. 2. M. F. Doherty, G. Buzad, "Reactive distillation by design". 1992, Trans.lChemE, pp. 448. 3. L. F. Gutiérrez, C. A. Cardona, "Diseño de procesos Reacción-Extracción aplicados a la

agroindustria y la mineria". Manizales: s.n., 2008. ISBN: 978-958-44-1195-2. 4. M. Rivera, C. A. Cardona, "Análisis de procesos simultáneos reacción-extracción a nivel

productivo. Generalidades del proceso, equilibrio fásico y químico simultáneos". Ingeniería competitividad, Vol. 6. 2004.

5. C. A. Cardona, L. F. Gutiérrez, L. G. Matallana, "Biodiesel production by reactive distilla-tion". 2005.

6. F. E. López, L. J. López. "Análisis del fenómeno autoextractivo en los procesos de destila-ción reactiva como base de estudio la producción de acetato de metilo a partir de ácido acético y metano". Universidad Nacional de Colombia Sede Manizales. s.n., 2003. Tesis pregrado.

7. R. Sridharan, I.M. Mathai, "Transesterification reactions". Sci. Ind. Reso/ir, Vol. 33. 1974. pp, 178-187.

8. H. Noureddini, "System and process for producing biodiesel fuel with reduced viscosity and a cloud point below thirty-two (32) degrees fahrenheit". US patent 6,174,501, 1999.

9. A. B. Moreira, V. H. Pérez, M. G. Zanin "Biodiesel Synthesis by Enzymatic Transesteri-fication of Palm Oil with Ethanol Using Lipases from Several Sources Immobilized on Sili-ca-PVA Composite". Energy & Fuels. Vol. 21. 2007. pp. 3689-3694 .

H M ^ H B B M M H K | 1 0 0 |

ínvesncratR'ns en la Producción de B iocumbusnb ies

J. D. Adjaye, N. N. Bakhshi, "Production of Hydrocarbons by Catalytic Upgrading of a Fast Pyrolysis Bio-Oil. Part I: Conversion over Various Catalysts", Fuel Process. Techno!., Vol. 45. 1995. pp. 161-183. B. Freedman, E. H. Pryde, T. Mounts, "Variables affecting the yield of fatty ester from transesterified vegetable oils". J Am Oil Cheml Soc. Vol. 65. 1998. pp. 936-938. E. Lotero, Y. Liu, D. E. LOpez, "Synthesis of Biodiesel via Acid Catalysis". Ind. Eng. Chem. Rw. Vol. 44. 2005. pp. 5353-5363. A. P. Singh, J. C. Thompson, B. He, "A Continuous-flow Reactive Distillation Reactor for Biodiesel Preparation from Seed Oils". Biological & Agricultural Engineering Department Moscú:. 046071. Agosto de 2004. F. Omota, A. C. Dimian, A. Bliek, "Fatty acid esterification by reactive distillation: Part I: Equilibrium- Based Design". Chemical Engineering Science. 2003, pp. 3159-3174. A. A. Kiss, A. C. Dimian, G. Rothenberg, "Biodiesel by Catalytic Reactive Distillation Powered by Metal Oxides". Energy <& Fuels. Vol. 22. 2008. pp. 598-604. A. C. Dimian y otros, "Innovative process for fatty acid esters by dual reactive distillation", Computers and Chemical Engineering, Vol. 33. 2009. pp. 743—750. D. Darnoko, M. Cheryan, "Continuous Production of Palm Methyl Esters", Am. Oil Chem Soc J.,Vol. 77. 2000. pp. 1269- 1272. S. Bhatia, A. L. Ahmad, A. R Mohamed, "Production of isopropyl palmitate in a catalytic distillation column: Experimental studies". Chemical Engineering Science,Vol. 61. 2006. pp. 7436 - 7447. Y. A. Pisarenko, y otros. "Reactive Distillation Design: Analysis of the Process Statics". Reviews in chemical engineering, Vol. 17. 2001. pp. 253-327. J. M. Marchetti, V. U. Miguel, A.F. Errazu, "Possible methods for biodiesel production" Reneivable and Sustainable Energy Revieivs, Vol. 11. 2007.pp. 1300—1311 . J. Marrero, R. Gani, "Group-contribution Based Estimation of Pure Component Proper-ties." Fluid Phase Equilib, 2001. pp. 183-184. R. Ceriani, J. A. Meirelles, "Predicting vapor-liquid equilibria of fatty systems", Fluid Phase Equilibria, Vol. 215. 2004. pp. 227-236. D. N. Rihani, L. K. Doraiswamy, "Estimation of Heat Capacity of Organic Compounds from Group Contributions", Ind. Eng. Chem. Fundamen., Vol. 1. 1965. pp. 17-21. B. de Almeida, S. Derenzo, E. Acosta, M. Giulietti, "Kinetics of the xylitol crystalli-zation in hydro-alcoholic solution". Chemical Engineering and Processing, Vol. 47. 2008. pp. 2157-2162. A.C. Oliveira, M. F. Rosa, J. M. S. Cabrai, "Immobilization of Saccharomyces cerevisiae cells and Rhizomucor miehei lipase for the production and extractive biocatalysis of ethanol". Bioprocess Eng, Vol. 16. 1997. pp. 349-353. A.C. Oliveira, M. F. Rosa, J. M. S. Cabrai, "Improvement of alcoholic fermentation by simultaneous extraction and enzymatic esterification of ethanol", J Mol Catal B: En^ym. Vol. 5. 1998. pp. 29-33. A.C. Oliveira, M. F. Rosa, J. M. S. Cabrai, "A.C. Oliveira, "Effect of extraction and en-zymatic esterification of ethanol on glucose consumption by two Saccharomyces cerevisiae strains: a comparative study",/ Chem TechnolBiotechnol, Vol. 76. 2001.pp. 285-290. A. Shuklay, A. Kumar, "Experimental Studies and Mass-Transfer Analysis of the Hydrolysis

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Avances Investigad vos en la Producción, de Biocombustiblcs

CAPÍTULO 6

BIOGLICEROL COMO MATERIA PRIMA PARA LA OBTENCIÓN DE PRODUCTOS

DE VALOR AGREGADO

Jhon Alexánder Posada, Carlos Ariel Cardona Alzate*,

Diana Marcela Cetina Medina, Carlos Eduardo Orrego Alzate

Introducción La disminución irreversible de los recursos fósiles y la creciente presión ambiental están causando cambios progresivos en la industria química. Es así como el uso de materias pri-mas renovables surge como una necesidad inevitable. Actualmente se ha empezado a notar la transición hacia un sistema de producción basado en recursos renovables, centrando la atención en la conversión catalítica y biocatalítica de materias primas renovables hacia di-ferentes compuestos químicos y fuentes alternativas de energía como hidrógeno, biodiesel o etanol, permitiendo de esta manera la sustitución del petróleo por materias primas reno-vables. Los azúcares o aceites vegetales se pueden usar como materia prima para sintetizar algunos componentes necesarios para la producción de farmacéuticos, químicos agrícolas, plásticos o combustibles de transporte. Entonces, se espera que las biorrefinerías puedan producir muchos materiales que en la actualidad son obtenidos a partir de recursos fósiles.

Una de estas materias primas, potencialmente importante para las biorrefinerías, altamente reactiva y disponible desde fuentes renovables, es el glicerol, que se obtiene como co-pro-ducto en la producción de biodiesel a partir del proceso de transesterificación de aceites vegetales o grasas animales. La industria de biodiesel genera 1 kg de glicerol crudo por cada 9 kg de biodiesel producido, por lo tanto existe una fuerte relación entre el costo de producción de biodiesel y el precio de venta del glicerol. Se ha establecido que el costo de producción de biodiesel es inversamente proporcional a la variación del precio de venta de

* Universidad Nacional de Colombia-Sede Maníjales, Plantas Piloto de Biotecnología y Agroindustria, Campas ~La Nubla, Maníjales, AA 127, Colombia. Tel-fax: +57-68879400 Ext. 55880.E-mail: ccardonaaí@,unal.edu.co

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Bluüliccrul comu Materia P r l nu p;i? : 1 ' : • •

glicerol en el mercado [1,2]. Esta dependencia ha hecho que el precio del glicerol desciend: bruscamente debido al incremento en su oferta por la creciente producción de biodiesel. E precio del glicerol ha caído rápidamente y si la producción de biodiesel continúa aumentado como es de esperarse, el suministro de glicerol excederá de lejos su demanda. Evidencia di esto es el bajo precio que alcanzó la glicerina cruda a finales del 2006 y mediados del 200/ con 2 y 6-10 centavos de dólar por libra, respectivamente [3], Por tanto, mientras no se en cuentren usos alternativos para el glicerol y se siga utilizando como aditivo, lsu comercial zación será un continuo problema al que se deberán enfrentar los productores de biodiesel En este sentido diferentes caminos para la transformación han sido evaluados como sonl oxidación, hidrogenación, eterificación, reformado, gasificación, reducción, halogenación esterificación, ya sea en presencia de catalizadores homogéneos o heterogéneos.

En un contexto local, aunque en Colombia existen seis plantas de producción de biodiese aún no se ha enfrentado sistemáticamente el problema del exceso de producción de glic rol, inevitable para esta industria. Entonces es necesario encontrar alternativas eficientes d transformación de glicerol hacia productos de valor agregado y alta demanda. El objetivo d este capítulo es revisar el estado del arte de las diferentes posibilidades de transformado] de glicerol obtenido como co-producto en la producción de biodiesel, ya sea utilizánd lo como única materia prima o con otros componentes para reaccionar simultáneamentí Además, al inicio del capítulo se presentan algunas propiedades fisicoquímicas del glicerol sus principales aplicaciones comerciales.

6.1. Propiedades fisicoquímicas

La molécula de glicerol (1,2,3-Propenotriol) es un trialcohol que posee dos grupos hidróxi los primarios y uno secundario, lo que hace altamente reactivo. El glicerol es soluble en aguí claro, casi incoloro, inoloro, viscoso, higroscópico, con una gravedad específica de 1.261 mL1 , temperatura de fusión de 18.2°C y una temperatura de ebullición de 290 °C, acomp ñada por descomposición. Químicamente, el glicerol es capaz de reaccionar como un ale hol y es estable bajo la mayoría de las condiciones. Es virtualmente no tóxico para la sab humana y para el ambiente. La clave de la versatilidad del glicerol es debida a la combinado: particular de sus propiedades fisicoquímicas (Tabla 6.1), la compatibilidad con muchas otra sustancias y su fácil manipulación. Debido a esta mezcla particular de propiedades física y químicas, el glicerol ha encontrado más de 1.500 usos finales o aplicaciones de grand volúmenes, ya sea como un ingrediente o en la transformación hacia productos cosmético: artículos de tocador, cuidado personal, medicamentos y productos alimenticios.

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In vestitati vos en i a Pro rt u c c ió r i c^

Tabla 6.1. Principales propiedades físicas del glicerol [41

Propiedades Físicas Apariencia Solubilidad en Agua

Incoloro Soluble Inoloro a suave

Densidad de Vapor 3,17 (Aire = 1) Punto de Flash > 1 6 0 ° C Punto de Ebullición 290 °C Punto de Fusión 17,9 °C

Olor Gravedad específica Presión de Vapor

1,26 (Agua = 1) 0,0025 mmHg a 50ÜC Peso molecular 92,1 g,mol-1

El glicerol se encuentra abundantemente en la naturaleza en forma de triglicéridos, una combinación química de glicerol y ácidos grasos, constituyendo en promedio alrededor del 10% de estos materiales, que son los principales constituyentes de casi todos los aceites ve-getales y grasas animales. Industrialmente el glicerol es un producto de grasas y aceites que han sido saponificados, hidrolizados o transesterificados. El glicerol también puede ser pro-ducido por fermentación o hidrogenólisis de carbohidratos, pero estas rutas no son utiliza-das industrialmente, sin embargo, ellas fueron utilizadas durante la primera y segunda guerra mundial en Europa. El glicerol, ya sea recuperado a partir de triglicéridos o de procesos de síntesis química, se usa principalmente como un producto purificado y refinado según los requerimientos comerciales. Mediante procesos de destilación o de intercambio iónico.

El glicerol fue descubierto accidentalmente por el químico sueco K.W Scheele en el año 1779 mientras calentaba una mezcla de aceite de oliva y una forma mineral natural del óxido de plomo II (PbO) [5], Scheele después estableció que otros metales y glicéridos producen la misma reacción química, la cual origina glicerol y jabón. El método Scheele fue usado para producir glicerol comercialmente por varios años. Este compuesto se volvió económi-camente importante debido a la industria militar, cuando Alfred Nobel inventó la dinamita en 1886 y la gelatina de destrucción unos años después. Grandes cantidades de glicerol en forma de dinamita fueron consumidos para la construcción de ferrocarriles y otros proyec-os de infraestructura. Un ejemplo notable es el Canal de Panamá que requirió aproxima-amente 8.000 toneladas del explosivo, una cantidad equivalente a aproximadamente 4.000 oneladas de glicerol [6].

Las aplicaciones comerciales tradicionales del glicerol están relacionadas con su uso como ditivo o como material crudo, en productos alimenticios, tabaco, fármacos, para la síntesis e trinitroglicerina, resinas alquídicas y poliuretanos. Actualmente la cantidad de glicerol que a actualmente a aplicaciones técnicas es alrededor de 160.000 ton y se espera una veloci-ad de crecimiento anual de 2,8%. Los sectores consumidores de glicerol son las industrias

farmacéutica (18%), cuidado personal (pastas dentífricas y cosméticos 16%), manufactura

6.2. Mercado y aplicaciones comerciales

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