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1. OBJETIVOS
1.1 General
Realizar una comparación económica entre una
planta de producción de biodiesel por medio de
destilación reactiva y por medio de una columna de
reacción de petlyuk (Nguyen & Demirel, 2011)
simuladas en sus condiciones de operación óptimas.
1.2 Específicos
Plantear y determinar unos procesos de producción
factible para la producción de biodiesel por medio
de destilación reactiva y una columna de reacción de
petlyuk teniendo en cuenta la cantidad y
composición de producto deseado.
Desarrollar e implementar una simulación de ambos
procesos (destilación reactiva y Petlyuk) y
comprobar que se cumplen los requerimientos
establecidos.
Formular el problema de optimización para ambos
diseños de plantas (destilación reactiva y Petlyuk)
donde la función objetivo y las restricciones de
producción y calidad sean similares.
Desarrollar e implementar una optimización del
proceso, teniendo en cuenta las variables más
significativas del proceso y de la función objetivo.
2. INTRODUCCIÓN
Durante los últimos años se han venido
desarrollando estudios relacionados con la
producción biodiesel, debido a que este representa
una nueva alternativa para suplir la demanda
energética. Este combustible representa una
alternativa de energía renovable y limpia, en
comparación a los combustibles fósiles. Su principal
diferencia radica en que se produce a partir de
aceites vegetales o de grasas animales, lo cual tiene
como ventaja que es biodegradable, no es toxico y
que los motores que actualmente trabajan con diesel
Optimización económica de una planta para la producción de biodiesel por medio de destilación reactiva y destilación reactiva con acople térmico.
Sergio Hernando Tarazona Franco Universidad de los Andes, Bogotá, Colombia.
RESUMEN
En el presente trabajo se estudia la producción de metíl oleato (biodiesel) a partir de ácido oleico y metanol por medio de catálisis
heterogénea, analizando de dos esquemas de producción diferentes. El primero se lleva mediante la implementación de destilación
reactiva y el segundo, a través de destilación reactiva con acople térmico. En el presente trabajo, el acople térmico se realiza
interconectando la torre de destilación reactiva con la purificadora de metanol. Ambos esquemas fueron simulados por medio del
software ASPEN PLUS encontrando que el consumo energético del esquema acoplado presenta ahorros energéticos en comparación
con el de destilación reactiva. Tras una optimización realizada en ASPEN PLUS el proceso con acople reporta mayores ganancias
anuales las cuales son el reflejo de un ahorro energético del 51%.
Palabras clave: Destilación reactiva, acople térmico, simulación, optimización, biodiesel, función objetivo.
ABSTRACT
In this work biodiesel production from oleic acid and methanol through heterogeneous catalysis is studied, reactive distillation and
thermally coupled reactive distillation, were implemented. in this work thermally coupled side-stripper reactive distillation to
eliminate the condenser of the reactive distillation column is implemented, both schemes were simulated with ASPEN PLUS
finding that through thermally coupled reactive distillation, energy consumptions in the distillation tower is reduced, after a process
optimization with ASPEN PLUS, thermally couples reactive distillation represents a more profitable scheme then reactive
distillation due to energy consumption savings of 51%.
Key words: Reactive distillation, thermally coupled reactive distillation, simulation, optimization, biodiesel, objective function.
2
pueden trabajar con biodiesel (Gomez, Ramirez,
Segovia, & Hernandez, 2010).Considerando lo
anterior, se han desarrollado diferentes vías para su
producción .
Una de estas vías es la transesterificacion de
triglicéridos (encontrados en aceites vegetales) con
un alcohol (generalmente metanol), por medio de
catálisis homogénea, alcanzando conversiones hasta
del 95%. Esta vía de producción presenta algunas
complicaciones, ya que el hecho de trabajar con
catálisis homogénea dificulta el proceso de
recuperación del catalizador, además debido al uso
de catalizadores básicos la posibilidad de generar
una reacción de saponificación es bastante alta. Si se
usa un catalizador ácido la velocidad de reacción de
la transesterificacion se disminuye
significativamente y si se implementa un catalizador
enzimático, los costos de producción de biodiesel
aumentan (Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez,
2010), (Noureddini & Zhu, 1997), (Noureddini &
Zhu, 1997) (Marchetti, Miguel, & Errazu, 2005).
Con el objetivo de evitar problemas con el
catalizador se han desarrollado otros estudios, donde
el proceso se lleva a cabo bajo condiciones súper
críticas. Las ventajas son: la no utilización de
catalizador y la reducción de operaciones de
separación. A su vez tiene como desventaja que los
costos asociados a las condiciones de operación
generan un aumento en el costo de producción y
precio de venta de biodiesel, haciendo más rentable
el proceso convencional. (Gomez, Ramirez,
Segovia, & Hernandez, 2010), (Marchetti, Miguel,
& Errazu, 2005).
Como mejora a la producción por
transesterificacion, surgió la producción por medio
de hidrólisis-esterificación. Esta consiste en separar
el proceso de transesterificacion en dos reacciones:
en la primera se lleva a cabo la hidrólisis del aceite
vegetal obteniendo ácidos grasos y glicerina, los
cuales serán separados posteriormente, En la
segunda el ácido graso será reactivo de la reacción
de esterificación donde reacciona un alcohol con los
ácidos grasos, produciendo biodiesel y agua
(Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez, 2010),
(Marchetti, Miguel, & Errazu, 2005).
La reacción de esterificación, se lleva cabo en un
reactor de lecho empacado, separando el efluente de
la reacción en una torre de destilación, pero se ha
demostrado que es posible realizar la integración de
los equipos de reacción y separación (Figura 1), con
la implementación de una torre de separación con
una sección reactiva y si es necesario empacada con
catalizador (Nguyen & Demirel, 2011).
Figura 1. a) Representación del esquema reacción separación. b)
Representación de la integración reacción-separación (Ramos Castillo, 2010).
La implementación de la torre de destilación
reactiva reduce en gran medida los costos de capital.
Para el caso de reacciones exotérmicas, el calor de
reacción es usado para llevar a cabo la separación,
además, debido a que se da la separación de las
sustancias, el equilibrio de la reacción se desplaza
hacia los productos incrementando la selectividad
hacia los mismos y reduciendo la aparición de
reacciones secundarias. Es posible reducir el
consumo energético de la torre de destilación
reactiva mediante la incorporación de un acople
térmico. Existen diversas configuraciones para
implementar el acople térmico, se puede acoplar un
rectificador lateral o un separador lateral, esto con el
fin de interconectar corrientes de líquido y vapor
entre estos, reduciendo el consumo energético de la
torre ya sea eliminando el condensador, el
rehervidor o ambos (Nguyen & Demirel, 2011).
3
Debido a que tanto en Colombia como en el mundo
(Figura 2) la producción de biodiesel ha
incrementado y se han desarrollado diversas vías de
producción, es importante identificar y desarrollar
las vías más rentables. En el presente trabajo se va a
analizar la producción de biodiesel por medio de
hidrólisis-esterificación, donde se estudiaran dos
casos: proceso por medio de destilación reactiva y
destilación reactiva petlyuk, inicialmente se simulan
ambos procesos para finalizar con la optimización y
una comparación económica, donde se espera
obtener las condiciones de operación óptimas para
cada uno de estos.
3. ESTADO DEL ARTE
3.1. Panorama del biodiesel en Colombia.
De acuerdo con las estadísticas de la Federación
Nacional de Biocombustibles de Colombia la
producción de biodiesel ha venido incrementando en
los últimos años en Colombia (Federación nacional
de biocombustibles de Colombia, 2012), lo cual se
ve representado en el histórico de producción de
biodiesel en Colombia (Figura 2).
De acuerdo al histórico de producción de biodiesel
en Colombia, en el 2008 se dieron las primeras
producciones de biodiesel a nivel nacional, con una
producción inicial de 23000 toneladas. Esta cifra ha
venido incrementado año a año, hasta el punto en
que Colombia es considerada junto a Brasil y a
Argentina como los países líderes en producción de
biodiesel en la región (Duffey, 2011).
Figura 2. Histórico de producción de biodiesel en Colombia
(Federación Nacional de Biocombustibles de Colombia, 2012).
Este incremento está ligado a la aparición de plantas
de producción de biodiesel debidas al aumento en la
demanda. Actualmente en Colombia existen 6
empresas que producen biodiesel en 6 plantas
diferentes, A continuación se presenta un resumen
de estas plantas de producción (Federación Nacional
de Biocombustibles de Colombia, 2012).
De acuerdo con la Federación Nacional de
Biocombustibles de Colombia y el Ministerio de
Minas y Energía de Colombia el proceso de
producción de biodiesel se realiza por medio de las
transesterificacion de los aceites vegetales con
metanol (Anexo1) (Federación Nacional de
Biocombustibles de Colombia, 2012).
Tabla 1 Información de plantas productoras de biodiesel en funcionamiento en Colombia
Plantas productoras de biodiesel en funcionamiento
Región Empresa Capacidad (Ton/año) Capacidad (L/día) Fecha entrada en operación
Norte, Codazzi Oleoflores 70,000 16,9000 Enero 2008
Norte, Santa Marta Odín energy 36,000 121,000 Junio 2008
Norte, Santa Marta Biocombustibles sostenibles del
caribe 100,000 337000 Marzo 2009
Oriental, Facatativá Bio D 100,000 337,000 Febrero 2009
Central, Barrancabermeja Ecodiesel de Colombia 100,000 337,000 Junio 2010
Oriente, San Carlos de
guaroa, meta Aceites manuelita 100,000 337,000 Julio 2009
23
163
338
443 490
2008 2009 2010 2011 2012
Miles de toneladas de biodiesel
4
3.2. Investigaciones relacionadas con la producción de biodiesel.
Se han llevado a cabo diferentes investigaciones
alrededor de la producción de biodiesel, enfatizando
en la optimización del proceso con el fin de
encontrar las condiciones óptimas de su producción.
Se encuentran publicaciones tanto para el proceso de
transesterificación como para el de hidrólisis-
esterificación y se muestran a continuación.
Para el caso de la transesterificacion, el trabajo
reportado (Wan Omar & Saidina Amin, 2011)
presenta la producción de biodiesel por medio del
proceso convencional, a través de una
transesterificacion a partir de aceite de palma y
metanol. Esto con el fin de encontrar la
combinación de variables optimas para la
maximización de la producción de biodiesel. Estas
variables a optimizar fueron: razón metanol-aceite
de palma en la alimentación, carga del catalizador,
tiempo de reacción y temperatura de reacción. La
optimización se realizó implementando un diseño
central compuesto usando un diseño factorial de dos
niveles y cuatro factores. Analizando los resultados
por medio de la elaboración de una superficie de
respuesta (Wan Omar & Saidina Amin, 2011).
Otro trabajo que busca las condiciones optimas para
la reacción de transesterificacion (Leung & Guo,
2006) en el que se presenta la producción de
biodiesel por medio del proceso convencional. El
objetivo es determinar el valor de la concentración
de catalizador, la relación molar entre el metanol y
el aceite, el tiempo de reacción, la temperatura de
reacción y el contenido libre de aceite en la reacción,
analizando el comportamiento que tiene la pureza
del biodiesel en función de estas, variando una
variable, y dejando el resto constantes.
De esta manera determinan la combinación óptima
de las variables que maximizan la pureza de
biodiesel (Leung & Guo, 2006).
De igual forma, existen diferentes estudios que
buscan optimizar la producción de biodiesel, por
medio de la reacción de esterificación, algunos de
los cuales se presentan a continuación.
El trabajo reportado por (Pradhan, Madankar,
Mohanty, & Naik, 2012) Presenta la producción de
biodiesel por medio de una extracción reactiva
usando como materias primas semillas de ricino y
metanol. La optimización se realiza con el fin de
maximizar la producción de biodiesel en la reacción,
por medio de la elaboración de un diseño factorial
de 5 niveles y 4 factores, donde los factores
seleccionados para la optimización fueron: la
concentración de catalizador, la relación molar entre
metanol y aceite de ricina, la intensidad de agitación
y la temperatura de reacción. Se obtuvieron las
superficies de respuesta para el rendimiento de la
reacción en función de las variables y se realizó un
análisis de la respuesta de los diferentes factores.
(Pradhan, Madankar, Mohanty, & Naik, 2012).
También existen trabajos referentes a la
optimización de una planta de biodiesel por medio
de destilación reactiva con catálisis heterogénea
(Noshadi, Amin, & Parmas, 2012) en donde se
produce biodiesel a partir de aceites naturales y
metanol reaccionando en una columna de destilación
reactiva. El objetivo de la optimización es encontrar
las condiciones óptimas de operación de la columna
reactiva, que maximicen el rendimiento de
producción de biodiesel. Para ello implementaron el
método de la superficie de respuesta teniendo como
factores: el flujo total de alimentación, la
temperatura de la alimentación, el consumo
energético del rehervidor y la razón entre el metanol
y el aceite natural en la alimentación. (Noshadi,
Amin, & Parmas, 2012).
5
Adicionalmente el trabajo Response surface
optimization of biocatalytic biodiesel production
with acid oil (Chen, Du, & Dehua, 2008)presenta la
producción de biodiesel por medio del proceso
convencional. Se realiza una optimización con el
objetivo de maximizar el rendimiento de producción
de biodiesel variando la concentración del
catalizador, la concentración de encimas, la
temperatura de reacción, la razón molar entre el
metanol y el aceite y la tasa de agitación. Lo
implementaron por medio del diseño compuesto
central con un diseño factorial de 5 niveles y 5
factores. Realizando el análisis, con base a la
implementación de superficies de respuesta para los
factores.
Tabla 2 Resumen de estudios relacionados con la producción de biodiesel.
Autor Año Tipo de
proceso Tipo de reacción
Catálisis
heterogénea
Tipo de
optimización
Objetivo de
la
optimización
Software
(Ghadge &
Raheman,
2006)
2006 Convencional Transesterificación si RSM Rendimiento
de biodiesel N/D
(Leung &
Guo, 2006) 2006 Convencional Transesterificación si RSM
Rendimiento
de biodiesel N/D
(Chen, Du,
& Dehua,
2008)
2007 Convencional Esterificación si RSM Rendimiento
de biodiesel N/D
(Hernandez
et.all) 2010
Destilación
reactiva Esterificación si
Análisis de
respuesta
Rendimiento
de biodiesel Aspen one
(Hernandez
et.all) 2010
Columna de
petlyuk Esterificación si
Análisis de
respuesta
Rendimiento
de biodiesel Aspen one
(Noshadi,
Amin, &
Parmas,
2012)
2011 Destilación
reactiva Transesterificación si RSM
Rendimiento
de biodiesel
desing
expert 7.1
(Pradhan,
Madankar,
Mohanty, &
Naik, 2012)
2012 Extracción
reactiva Transesterificación si RSM
Rendimiento
de biodiesel
desing
expert 8.0.6
6
3.3 Procesos que utilizan la vía de esterificación para la producción de biodiesel.
La vía de producción por hidrolisis-esterificación (figura 3) ha sido la más aceptada debido a las ventajas que presenta el manejo del catalizador, considerando la facilidad en la recuperación del mismo y porque evita reacciones indeseadas en el proceso (Marchetti, Miguel, & Errazu, 2005).
Figura 3 Diagrama de producción por medio del proceso
convencional de hidrólisis esterificación.
Últimamente se han desarrollados estudios donde se
presentan mejoras al proceso de producción de
biodiesel por medio de hidrólisis-esterificación, que
a pesar de ser un proceso viable requiere altos
niveles energéticos para poder llevarse a cabo. Una
alternativa de solución a los altos consumos
energéticos es la integración de unidades de proceso.
Para el caso de la producción de biodiesel por esta
vía, la integración de equipos consiste en realizar la
reacción de esterificación y la separación del
biodiesel en la misma columna (Figura 4). La
implementación de esta tecnología ha traído grandes
beneficios para la producción de biodiesel, pues no
solo reduce los costos de instalación y operación al
eliminar un equipo, sino que también reduce
significativamente la carga energética del proceso,
pues la misma energía que usa el rehervidor para
realizar la separación en el proceso convencional, se
usa para llevar a cabo la reacción.
Conforme a lo anterior se han reportados ahorros
energéticos de hasta un 47% (Gomez Castro,
Ramirez, Segovia Hernandez, & Hernandez, 2010).
A pesar de las grandes ventajas que brinda la
implementación de la destilación reactiva, esta
integración presenta ciertas limitaciones las cuales
impiden que no sea posible llevar a cabo el proceso
para cualquier sistema. Estas limitaciones están
relacionadas con: la temperatura de reacción está
limitada por la temperatura de separación, las
volatilidades relativas de las sustancias involucradas
deben ser apropiadas para las condiciones de
operación, las velocidades de reacción deben ser
relativamente rápidas en la fase líquida debido al
bajo tiempo de residencia (Nguyen & Demirel,
2011).
7
Figura 4 Proceso de producción de biodiesel por medio de
destilación reactiva.
Debido a que los procesos de separación son los
procesos que requieren mayor carga energética para
llevarse a cabo, se han desarrollado diferentes
técnicas para reducir el consumo energético de estas
operaciones. Una de las alternativas más aceptadas
es la implementación de un acople térmico a la torre,
también conocido como torre de petlyuk, las cuales
se presentan con un rectificador lateral o un
separador lateral acoplados a la torre. La adición de
esta columna permite interconectar corrientes de
vapor y líquido entre las columnas, aumentando el
área de transferencia, llegando a eliminar la existen-
Figura 5 Proceso de producción de biodiesel por medio de destilación
reactiva con acople térmico.
cia del condensador, el rehervidor o ambos equipos
(Nguyen & Demirel, 2011). De igual forma es
posible realizar el acople térmico en columnas de
destilación reactiva (Figura 5), reduciendo
significativamente los consumos energéticos de la
torre. Para esta alternativa se ha reportado un ahorro
energético del 55% en comparación con el proceso
convencional, a diferencia del ahorro representado
por la destilación reactiva el cual es del 47% con
respecto al proceso convencional. (Gomez, Ramirez,
Segovia, & Hernandez, 2010), (Miranda, Segovia,
Salvador, De la Rosa, Gutiérrez, & Briones, 2009).
8
3.4. Producción de biodiesel en el presente trabajo.
3.4.1. Proceso de destilación reactiva (RD)
En el presente trabajo se va a estudiar la producción
de biodiesel por medio de las reacciones hidrolisis-
esterificación.
Donde inicialmente se da la hidrolisis de los
triglicéridos (conseguidos a partir de aceites
vegetales), obteniendo glicerina y ácidos grasos. A
continuación se da la esterificación del ácido graso
con un alcohol, teniendo como resultado biodiesel y
agua.
El proceso inicia con la alimentación del aceite de
palma y agua que entran al primer reactor donde la
reacción de hidrolisis tendrá lugar. Como resultado
de la reacción se tiene glicerina y ácido oleico. Para
efectos de simulación, el aceite de palma será
modelado como trioleina, que representa la mayoría
de la composición dentro del aceite de palma
(Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez, 2010),
(Kusmiyati & Sugiharto, 2010).
Posteriormente los productos de la reacción serán
separados en un decantador, donde el ácido oléico es
separado de la glicerina y el agua en exceso
proveniente del reactor, finalmente la glicerina es
separa del agua en un separador flash.
El producto de interés en la reacción de hidrólisis es
el ácido oléico, el cual junto con el metanol, serán
los reactivos principales de la reacción de
esterificación y serán alimentados a una torre de
destilación reactiva. Obteniendo biodiesel y agua
como productos de la reacción. Como productos
finales de la separación se obtendrán biodiesel en la
corriente de fondos de la torre y por la cima de la
torre se obtendrá metanol y agua.
El metanol y el agua serán separados en una última
torre de purificación de metanol, donde la mayoría
del metanol será recuperado por la cima de torre y
recirculado al proceso reingresando a la torre de
destilación reactiva.
3.4.2. Proceso de destilación reactiva con
acople térmico (TCRD)
El objetivo de este trabajo es realizar una
comparación entre el funcionamiento de una planta
de biodiesel por medio de destilación reactiva y
destilación reactiva con acople térmico, por tal
motivo el proceso se implementará de igual forma
tanto para el caso de destilación reactiva como para
el del acople. La diferencia radica en la forma en la
que se opera la torre de destilación reactiva.
Existen dos configuraciones para la columna de
petlyuk, ya sea con un rectificador lateral o un
separador lateral. En el presente trabajo se
aprovechará la existencia de la torre de purificación
de metanol como parte del acople de la torre de
destilación reactiva (Figura 6), esta torre de
purificación de metanol hará las veces de separador
lateral de la torre de destilación reactiva, con esto se
consigue la eliminación del condensador de la torre
representado un gran ahorro energético (Nguyen &
Demirel, 2011).
Figura 6 Configuración de la torre de destilación reactiva con acople térmico.
9
4. METODOLOGÍA
4.1. Cinética de la reacción de esterificación.
La reacción que se llevará a cabo en la torre de
destilación reactiva es la de esterificación. Su
cinética se puede representar con el modelo LHHW
(Langmuir-Hinshelwood-Hougen-Watson) pues esta
logra modelar con alta precisión la reacción (Bhatia,
Mohamed, Ahmad, & Chin, 2007) Los parámetros
de la cinética fueron desarrollados para un
catalizador heterogéneo. Hay que tener en cuenta
que la cinética está basada en la esterificación de
ácido palmítico con isopropanol para producir
isopropil palmitato (biodiesel) y agua. Para efectos
de este trabajo el ácido palmítico será remplazado
por ácido oleico, isopropanol por metanol e isopropil
palmitato por metil oleato (biodiesel). Estos cambios
se realizaron considerando que en la base de datos
de Aspen Plus no existen los componentes
necesarios para llevar a cabo exactamente la
hidrólisis del aceite de palma para obtener ácido
palmítico. A pesar de estos cambios, la cinética
desarrollada sigue siendo adecuada para los nuevos
componentes debido a la gran similitud entre estos
(Ramos Castillo, 2010).
En términos generales la cinética LHHW es comprendida por tres términos (ecuaciones 3,4 y 5):
[ ][ ]
[ ]
La expresión que describe la esterificación es la
ecuación 4 (Bhatia, Mohamed, Ahmad, & Chin,
2007)
(
)
( )
En este caso OA hace referencia al ácido oleico,
MET al metanol, Biod al biodisel o metilo elato,
Mcat es la masa del catalizador en [gr], kf es el factor
pre exponencial, E0 [kJ/mol] es la energía de
activación de la reacción, R [J/molK] es la constante
universal de los gases, T [K] es la temperatura de
reacción, Ki es la constante de adsorción de cada
componente i, ai es el coeficiente de actividad del
componente i, Keq es la constante de equilibrio la
cual es descrita por la ecuación 6.
(
)
En la tabla 3 se reportan los valores de las constantes
(Bhatia, Mohamed, Ahmad, & Chin, 2007)
Tabla 3. Valor de las constantes cinéticas del modelo
LHHW para la reacción de esterificación.
Constante Valor
Kf [mol/gr s] 5999,98
E0 [kJ/mol] 35
KOA 0,0049
Kmet 0,0966
Kagua 0,6483
4.2. Simulación de la destilación reactiva (RD)
Partiendo de estudios anteriores realizados en el
proceso de producción de biodiesel (Ramos Castillo,
2010), (Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez,
2010) donde se adicionaron bombas para cuantificar
el movimiento de las corrientes hacia los equipos
con la presión deseada, se desarrolló la siguiente
planta de producción de biodiesel por medio de
destilación reactiva (Figura 6).
10
Figura 7. Diagrama del proceso de producción de biodiesel por
medio de destilación reactiva.
En el proceso los reactivos son alimentados al
primer reactor (R-101) donde la hidrolisis de la
trioleina con agua tiene lugar. Los productos
glicerina, ácido oléico (AO) y el reactivo en exceso
(agua) son posteriormente separados en un
decantador (V-101), obteniendo dos corrientes, la
primera constituida por glicerina y agua, la segunda
por AO en su mayoría. La glicerina es separada del
agua en un separador flash (V-102). Luego el AO es
bombeado hacia la torre de destilación reactiva (RD-
101) donde reacciona con metanol alimentado a la
RD-101. Obteniendo como resultado de la reacción
de esterificación una corriente rica en biodiesel, la
cual saldrá como corriente de producto por los
fondos de la torre y otra corriente rica en metanol, la
cual se obtendrá por la cima de la torre. Finalmente
el metanol será purificado y recirculado al proceso.
A continuación se describen con más detalle cada
una de las unidades de proceso y su simulación.
Los reactivos de la hidrolisis son alimentados en las
corrientes 2 y 3. La corriente 3 corresponde a un
flujo másico de trioleina (TO) de 4800Kg/h y la
corriente 2 contiene agua con una razón de 3:1
molar con respecto a la alimentación de trioleina,
esto con el objetivo de obtener una producción anual
de 40000 Ton/año de biodiesel. La reacción de
hidrolisis se simulo en un reactor de equilibrio
químico, donde el agua entra a una presión de 2 Bar
y 30°C y la TO a 3 Bar y 60 °C.
El efluente del reactor es separado en un decantador
obteniendo una corriente rica en AO (corriente 15),
la cual es la corriente de interés del proceso, pues
este será un reactivo de la reacción de esterificación.
A continuación se presenta la información de la
corriente rica en AO.
Tabla 4. Corriente rica en OA
Temperatura [°C] 20
Presión [Bar] 1
Fracción de vapor 0
Flujo molar total [Kmol/h] 18,2054
Flujo másico total [Kg/h] 5102,597
Fracción másica Metanol 0
Ácido Oléico 0,9962
Biodiesel 0
11
Agua 7,91E-12
Trioleina 5,18E-10
Glicerina 3,78E-03
Fracción molar Metanol 0
Ácido Oléico 0,9885
Biodiesel 0
Agua 1,23E-10
Trioleina 1,64E-10
Glicerina 0,0115
Una corriente de metanol (corriente 1) es alimentada
al proceso. Esta corriente entra con un flujo molar de
23 Kmol/h de metanol a una presión de 2 Bar. Las
corrientes 1 y 20 son alimentadas a la torre de
destilación reactiva.
Para poder llevar a cabo satisfactoriamente la
simulación de la torre de destilación reactiva, fue
necesaria la implementación de una subrutina en
Fortran 77, pues la interfaz de usuario de Aspen Plus
no permite el ingreso del modelo cinético LHHW y
su acople con el modelo de destilación reactiva. Por
medio de la subrutina se calcula la velocidad de
reacción de cada una de las especies involucradas.
El puente dinámico entre Aspen Plus y la subrutina
en fortran se realizó por medio del compilador Intel
Visual Fortran Compiler junto a Microsoft Visual
Studio 2010. Posteriormente la subrutina es
compilada con la aplicación de Aspen Plus: Aspen
Plus simulation Engine, la cual debe tener
configurado el compilador adecuado. Esta subrutina
tiene que recibir parámetros predeterminados por
Aspen Plus, así mismo debe poder invocar métodos
para el cálculo de propiedades desde el programa y
debe retornar valores que puedan ser identificados
por los métodos de Aspen para que la simulación
pueda continuar (Ramos Castillo, 2010).
La unidad RD-101 está constituida por 13 etapas con
un condensador total y un rehervidor parcial, la
reacción se lleva a cabo ente las etapas 5 y 9 como
se sugiere en (Bhatia, Mohamed, Ahmad, & Chin,
2007). El AO es alimentado en la etapa 5 y el
metanol en la etapa 10. Como resultado de la
reacción-separación de los componentes se tiene en
la corriente de fondos una corriente rica en biodiesel
con la siguiente información.
Tabla 5. Corriente de fondos de RD-101
Temperatura [°C] 80
Presión [Bar] 0,74
Fracción de vapor 0
Flujo molar total [Kmol/h] 36,8174
Flujo másico total [Kg/h] 5742,79
Fracción másica
Metanol 0,023
Ácido Oléico 0,021
Biodiesel 0,906
Agua 0,045
Trioleina 4,60E-10
Glicerina 3,35E-03
Finalmente, la corriente de cima de RD-101 es
alimentada a una última torre de purificación de
metanol T-102, esta torre consta de 5 etapas. Donde
los fondos de la torre son los residuos del proceso y
la cima será recirculada al proceso.
4.3. Simulación de la destilación reactiva con
acople térmico (TCRD)
Las corrientes de alimentación al proceso son las
mismas que para el caso de destilación reactiva, esto
con fines comparativos, donde se desea que las
condiciones de operación de ambas plantas sean las
mismas. La reacción de hidrólisis se lleva a cabo con
las mismas condiciones.
12
Figura 8. Diagrama del proceso de producción de biodiesel por
medio de destilación reactiva con acople térmico.
De igual forma, la implementación de la cinética de
esterificación para la destilación reactiva con acople
térmico se llevó acabo por medio de la subrutina
mencionada.
La configuración de la TCRD se realizó con base a
(Nguyen & Demirel, 2011) donde es posible
interconectar el vapor saliente del plato 2 de RD-101
con la torre T-102, de esta forma se elimina el
condensador de RD-101 pues la condensación de los
vapores se lleva a cabo en T-102.
La configuración de RD-101 es la misma que para el
proceso con destilación reactiva, pues la zona de
reacción es la misma, como se mencionó, la adición
del acople térmico tiene como objetivo principal
reducir la carga energética de la separación
manteniendo las mismas condiciones de pureza.
De igual forma que en el proceso por destilación
reactiva, en la corriente de fondos de obtiene la
corriente de producto rica en biodiesel, a
continuación se presenta la información dicha
corriente.
Tabla 6. Corriente de fondos de RD-101 Para el proceso
TCRD
Temperatura [°C] 80
Presión [Bar] 0,74
Fracción de vapor 0
Flujo molar total [Kmol/h] 37,02
Flujo másico total [Kg/h] 5746,9
Fracción másica Metanol 0,02358
Ácido Oléico 0,02
Biodiesel 0,9
Agua 0,04
Trioleina 4,60E-10
Glicerina 3,34E-03
La corriente de cima de RD-101, saldrá de la torre
en fase gaseosa y será condensada en T-102 donde
posteriormente será retornada a RD-101.
13
5. RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES Y
ANÁLISIS DE RESULTADOS.
5.1. Resultados del proceso de destilación
reactiva.
De acuerdo al perfil de fracciones másicas (Anexo 2,
figura 9) en la fase líquida de las sustancias
involucradas en RD-101 se observa que el biodiesel
aparece después de la primera etapa de reacción y
que su mayor concentración másica se encuentra en
el fondo de la torre, por otra parte se observa que
tanto el metanol como el agua se encuentran en
mayor proporción con respecto a los otros
componente en la cima de la torre, lo cual
corresponde con el Anexo 2, figura 10 pues se
observa que en la parte de debajo de la torre la fase
dominante es la fase líquida la cual en su mayoría
está constituida por biodiesel.
5.2. Resultados del proceso de destilación
reactiva con acople térmico.
El perfil de fracciones másicas a lo largo de TCRD
se presenta en el Anexo 2, figura 11. En esta se
observa una mayor cantidad de biodiesel en la
fracción líquida a lo largo de toda la torre, pero
teniendo en cuenta el Anexo 2, figura 12 se observa
que en las primeras etapas de la torre la fracción de
fase liquida es casi nula, por lo tanto, a pesar de
estar compuesta en su mayoría por biodiesel, la
fracción de vapor implica que hay mayor cantidad
de otros compuestos en estas etapas. Por otra parte
los fondos de la torre están en su mayoría en fase
líquida y contienen una mayor fracción másica de
biodiesel, por lo tanto se espera que la mayoría del
producto se encuentre en los fondos de la torre.
El hecho que en la cima de la torre, la fracción de
fase líquida es mínima, se debe a la configuración
del acople térmico, pues no se cuenta con un
condensador como plato #1 en su lugar la corriente
de cima de la RD-101 será casi en su totalidad fase
vapor.
5.3. Comparación de ambos esquemas.
A continuación se presenta el consumo energético
de los equipos que representan la mayor carga
energética. Para ambos procesos estos equipos son:
La torre de destilación reactiva, y la torre de
purificación de metanol.
Tabla 7 Resumen del consumo energético de los equipos
más significativos de ambos procesos.
Proceso:
TCRD Proceso: RD
Consumo energético [MJ/h]
Torre principal
Condensador 0 1873,22
Rehervidor 1920,88 1981,06
Purificadora
Condensador 3939,238 3908,17
Rehervidor 1919,80 3698,76
De acuerdo con la información en la tabla 7, es
posible notar una diferencia significativa entre el
consumo energético por el proceso de destilación
reactiva y destilación reactiva con acople térmico.
En primer lugar, debido a que el acople térmico se
realiza con el fin de eliminar el condensador, por
este motivo el condensador no representa una carga
energética para el proceso TCRD en comparación
con los 1873,220 MJ/h que requiere el proceso RD
en la torre de destilación reactiva. Por otra parte se
nota una reducción significativa en la carga
energética del rehervidor de la purificadora de
metanol para el caso de la configuración con acople
térmico. Esto se debe a la interconexión que se da
entre el flujo de vapor de la TCRD-101 con la
purificadora, pues favorece el intercambio de calor
entre estas corriente, además el hecho que la
corriente que ingresa a la purificadora está en fase
vapor, esto aumenta la cantidad de vapor en la
purificadora, de esta manera la carga energética del
rehervidor se reduce finalizando con un valor de
1919,80 MJ/h en comparación de 3698,76 MJ/h del
proceso sin acople.
14
En términos porcentuales, la implementación de un
acople término en una torre de destilación reactiva
para la reacción de esterificación para la producción
biodiesel representa un ahorro energético del 51%
en el rehervidor de la torre purificación. El ahorro en
el condensador está representado por el ahorro en el
servicio asociado al equipo y el costo de capital del
mismo.
Finalmente con respecto a las condiciones de pureza,
se encontró que para ambos procesos se obtiene
biodiesel con las mismas especificaciones (tabla 5 y
tabla 6), concluyendo así que la adición de un acople
térmico a la columna de destilación reactiva, reduce
significativamente los consumos energéticos del
proceso manteniendo los mismo estándares de
pureza del biodiesel.
6. OPTIMIZACIÓN DE LOS PROCESOS.
Se realizó la optimización para ambos esquemas con el objetivo de obtener una comparación equitativa entre ambos. Se formuló la función objetivo como la sumatoria de las ganancias anuales (representado en la venta de biodiesel y glicerina) los costos de capital y de operación de la planta.
6.1. Definición de las variables.
Con el objetivo de realizar la optimización se seleccionaron las variables más significativas dentro de las unidades de proceso. Debido a que la conversión de la reacción de esterificación está restringida por el reactivo límite, una variable por optimizar será el flujo de alimentación de metanol el cual representa el reactivo límite de la reacción. Para el caso del proceso de destilación reactiva (RD) se especificaron las variables determinadas para la torre de destilación las cuales son: la razón de reflujo y la fracción destilado/alimentación, ya que estos parámetros son fundamentales y tienen un gran efecto en el desempeño de la torre. Para el caso de la destilación reactiva con acople térmico (TCRD) , la razón de reflujo no se seleccionó como variable a optimizar, pues debido a la no existencia del condensador, no es posible determinar una razón de reflujo. Sin embargo al igual que para RD, la relación destilado/alimentación si será una variable a optimizar. Adicionales a estas, para ambos casos la
fracción de purga y la presión de operación de las torres (Bhatia, Mohamed, Ahmad, & Chin, 2007)
6.2. Definición de la función objetivo
Como ya se mencionó, la definición de la función objetivo se realizó como la sumatoria de las ganancias anuales (representado en la venta de biodiesel y glicerina) los costos de capital y de operación de la planta.
6.2.1. Proceso destilación reactiva (RD)
Para el proceso de destilación reactiva se formuló la función objetivo como:
En este caso las variables manipuladas serán, la relación de reflujo de RD-10, la relación destilado alimentación de RD-101 y T-102, el flujo molar de metanol en la corriente 1, la fracción de purga de TEE-101 y la presión de operación de RT-101. En este caso las ventas anuales están dadas por la venta de biodiesel y glicerina tabla 8. En la ecuación 7 se presenta la expresión que calcula las ganancias dadas las ventas anuales.
(7)
Los costos de operación anuales están determinados por el costo que requiere mantener en funcionamiento cada uno de los equipos involucrados en el proceso, los cuales en este caso son:
Requerimientos energéticos del rehervidor y condensador de RD-101 y T-102.
Requerimientos energéticos de P-101, P-102, P-103, P-104, P-105 y P-106
Requerimientos energéticos de E-101, E-102 y E-103.
Costo de las materias primas.
Para obtener el costo de los requerimientos de los intercambiadores de calor, los condensadores y los rehervidores, se utilizó la herramienta Apen Energy Analyzer, donde se encontró que los requerimientos del condensador de RD-101 pueden ser suplidos con aire, por lo tanto no se tendrá en cuenta su costo, por otra parte los requerimientos del condensador de
15
T-102 deberán ser suplidos con un refrigerante, además, los resultados sugieren el uso de vapor de alta presión para el rehervidor de RD-101 y vapor de baja presión para el rehervidor de T-102. De igual forma, por medio del software, se encontró que el servicio para los intercambiadores E-101 y E-102 es vapor de baja presión y para el intercambiador E-103 vapor de media presión. Finalmente los costos del uso de las bombas P-101, P-102, P-103, P-104, P-105 y P-106 se calcula con el precio de la energía. Los costos de cada uno de los servicios utilizados se encuentran en la tabla 8. Para determinar los costos de capital de la planta se partió de estudios anteriores (Ramos Castillo, 2010) donde se utilizaron las mismas unidades de proceso salvo las bombas P-103, P-104, P-105 y P-106 por lo tanto el costo de capital de la planta será el costo reportado por (Ramos Castillo, 2010) más el costo asociado a las bombas mencionadas, motivo por el cual ser utilizo el software Aspen Process Economic Analyzer, para este caso, el costo de capital de la planta de producción de biodiesel por medio de destilación reactiva es:
La optimización se encuentra sujeta a las siguientes restricciones:
Esta hace referencia a la conversión de ácido oleico en RD-101 y con el objetivo de tener un mayor aprovechamiento de las materias primas, se espera que la conversión sea mayor al 0.995. Las siguientes restricciones hacen referencia a la pureza del biodiesel producido.
Estas condiciones deben cumplirse para que el biodiesel sea apto para su comercio debe tener una pureza mayor al 99% como se reporta en (Vicente, Martínez, & Arancil, 2004) y debido a que las impurezas en la corriente de producto de biodiesel están representadas por el agua y el metanol, se debe asegurar que esta cumpla con los estándares.
Por último, la restricción de temperatura en la corriente de producto de biodiesel debe ser menor a 350°C pues según (Apex Oil Company, 2007) a temperaturas mayores, el biodiesel empieza un proceso de descomposición. Finalmente se presenta la tabla 8 con los precios correspondientes a los costos de operación del proceso:
Tabla 8 Costos de los servicios y materia prima utilizados
en la formulación de la función objetivo.
Servicio/Materia prima Costo Trioleina 0,04 $/kg Metanol 0,426 $/kg Biodiesel 944,59 $/m3
Agua 0,5 $/m3 Glicerina 1,53 $/kg
Refrigerante 2,74E-06 $/kJ4 Vapor de baja presión 1,90E-06 $/kJ
Vapor de media presión 2,20E-06 $/kJ Vapor de alta presión 2,50E-06 $/kJ
6.2.2. Proceso destilación reactiva con acople térmico (TCRD)
Para la selección de variables por optimizar se utilizaron las mismas planteadas para el proceso por RD, salvo la razón de reflujo de RD-101 pues al no haber condensador, esta variable desaparece de las especificaciones de la torre.
De igual forma para el proceso de destilación reactiva, la función objetivo se formuló como la sumatoria de las ganancias anuales (representado en la venta de biodiesel y glicerina) los costos de capital y de operación de la planta. El proceso por TCRD presenta algunas variaciones con respecto al RD, pues ya que la torre no cuenta con el condensador, para la formulación de la función objetivo y el costo de capital los términos asociados a este equipo no se tendrán en cuenta. El proceso TCRD presenta una bomba adicional. Esta bomba interconecta la corriente de T-102 y RD-101 y se tendrá en cuenta en el costo de capital y costos operativos. Las restricciones del proceso para TCRD se mantuvieron iguales que el proceso RD. El costo de capital para TCRD es:
16
6.3. Resultados de la optimización para RD
La optimización se llevó a cabo en Aspen plus, donde se especifican las variables por optimizar, las restricciones y la función objetivo. Se encontraron los siguientes resultados reportados en la tabla 9:
Tabla 9 Valores óptimos de las variables para el proceso
por RD
Variable Valor óptimo. Relación de reflujo de RD-101 0,07224
Relación D/A RD-101 0,8 Alimentación metanol [kmol/hr] 36
Relación D/A de T-102 0,7479 Fracción de purga de TEE-101 0,0359
Presión manométrica de RD-101 [Bar] 0,6155 A continuación se presenta la tabla 10 con la
información de la corriente de fondos de RD-101 la
cual corresponde a la corriente de producto de
biodiesel, en esta se puede comprobar el
cumplimiento de las restricciones propuestas para la
realización de la optimización
Tabla 10 Información de la corriente 22 por RD
Parámetro Valor Flujo molar total [kmol/hr] 17,5804 Flujo másico total [kg/hr] 5212,087
Temperatura [°C] 336,2376 Presión [Bar] 0,8555
Fracción molar Metanol 9,30E-13
Ácido Oleico 1,74E-03 Biodiesel 0,9982
Agua 2,36E-14 Trioleina 1,70E-10 Glicerina 8,71E-23
Fracción másica Metanol 1,01E-13
Ácido Oleico 1,66E-03 Biodiesel 0,9983
Agua 1,43E-15 Trioleina 5,07E-10 Glicerina 2,70E-23
Como resultado de la optimización se obtuvo un valor de la función objetivo de:
6.4. Resultados de la optimización para TCRD
Al igual que para el proceso por RD, la optimización para el proceso por TCRD se realizó por medio de Aspen plus, a continuación se presentan los resultados obtenidos en la tabla 11:
Tabla 11 Valores óptimos de las variables para el proceso
por TCRD
Variable Valor óptimo. Relación D/A RD-101 0,7983
Alimentación metanol [kmol/hr] 34,8344 Relación D/A de T-102 0,6104
Fracción de purga de TEE-101 0,1483 Presión de RD-101 [Bar] 0,0525
En la tabla 12 se observan los resultados para la corriente de fondos de la torre RD-101 la cual es la corriente de producto de biodiesel.
Tabla 12 Información de la corriente 22 por TCRD
parámetro Valor Flujo molar total 18,4087
Flujo másico total 5354,351 Temperatura [°C] 132,6834
Presión [Bar] 0,2925 Fracción molar
Metanol 1,94E-04 Ácido Oleico 0,0143
Biodiesel 0,993 Agua 9,55E-04
Trioleina 6,39E-08 Glicerina 0,011
Fracción másica Metanol 2,14E-04
Ácido Oleico 1,393E-04 Biodiesel 0,9917109
Agua 5,91E-04 Trioleina 1,95E-07 Glicerina 3,50E-04
17
Como resultado de la optimización se obtuvo un valor de la función objetivo de:
6.5. Comparación y análisis de ambos esquemas
Los resultados obtenidos de la optimización muestran que el proceso de destilación reactiva con acople térmico es más rentable que el proceso de destilación reactiva.
Esto se debe principalmente al hecho que el proceso por TCRD no cuenta con un condensador en la torre, por lo tanto se presentan ahorros energéticos, de mantenimiento y de capital. En el Anexo 2, figuras 13 y 14 se observan los perfiles óptimos de temperatura donde se pueden apreciar diferencias notables; la temperatura a la que llega el proceso por RD es significativamente mayor a la de TCRD, lo anterior se debe a la ausencia del condensador, pues no hay aportes energéticos en las primeras etapas de la torre. Sin embargo es importante mencionar que la presión de operación de la torre RD-101 para el proceso por TCRD es considerablemente menor con respecto al proceso por RD, esto trae dos consecuencias: permite la operación de RD-101 a temperaturas más bajas que en operación normal y puede generar costos superiores relacionados con el mantenimiento, operación y construcción de una torre de destilación reactiva al vacio. En el Anexo 2, figuras 15 y 16 se presentan los perfiles de flujo molar de líquido y vapor en la torre de destilación para ambos procesos.
Al comparar los resultados para los perfiles de flujo de líquido y vapor para ambos procesos, se encontró que son bastantes similares, pues a pesar de estar operando a diferentes temperaturas, la torre para el proceso de TCRD se encuentra a una menor presión, haciendo posible la aparición de vapor, adicionalmente se nota una reducción considerable en el flujo de líquido.
Adicionalmente se compararon los resultados obtenidos para el proceso por RD con los resultados presentados por (Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez, 2010), quienes trabajan este mismo proceso. Sin embargo estos autores presentan la
producción por TCRD con otro tipo de acople, por este motivo se compara el presente trabajo, para este proceso, con la publicación de (Nguyen & Demirel, 2011) quienes utilizan el mimo tipo de acople. Las figuras 13, 14, 15 y 16 que se encuentran en el Anexo 2, son comprables con las publicaciones mencionadas en el párrafo anterior y el posible concluir que las tendencias de los flujos molares de líquido y vapor y temperaturas a lo largo de la torre son similares a las tendencias reportadas en otras publicaciones (Gomez, Ramirez, Segovia, & Hernandez, 2010) (Nguyen & Demirel, 2011). 7. CONCLUSIONES.
La optimización del proceso de producción de biodiesel por medio de RD y TCRD se realizó, encontrando que el proceso por medio de TCRD puede llegar a presentar mayores ganancias anuales, pues esta alternativa reduce los consumos energéticos así como el costo de capital. Resultados similares fueron obtenidos en trabajos relacionados con la producción de biodiesel por estos métodos. Es importante mencionar que en este trabajo se realizó el acople térmico aprovechando la existencia de la torre de purificación de metanol, interconectando corrientes entre esta torre y RD-101, pues un acople térmico puede llevarse acabo de diversas formas. Los resultados obtenidos presentan el proceso por TCRD como una nueva alternativa para la producción de biodiesel, pues reduciría los costos de producción y venta de biodiesel, también es importante aclarar que la implementación de los procesos de RD y TCRD están ligados a la naturaleza del sistema y que el presente estudio solo sugiere su viabilidad para la producción de biodiesel con los parámetros establecidos en el mismo. Como trabajo futuro se puede plantear la formulación de la función objetivo teniendo en cuenta los costos asociados a una torre de destilación reactiva al vacio.
18
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20
Anexo 1.
Anexo 1 diagrama de flujo del proceso de producción de biodiesel en Colombia
21
Anexo 2
Figura 9. Perfil de fracción másica a lo largo de RD-101
Figura 10. Perfil de flujo de vapor y líquido a lo largo de RD-101
0 2 4 6 8 10 12 140
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
Etapa
Fra
cció
n m
asic
a X
Perfil de fracción masica del liquido
X Metanol
X Ácido oléico
X Biodiesel
X Agua
0 2 4 6 8 10 12 140
1000
2000
3000
4000
5000
6000
7000
8000
Etapa
Flu
jo [
Kg
/h]
Perfil de flujo de vapor y líquido [Kg/h]
Flujo de líquido
Flujo de vapor
22
Figura 11. Perfil de fracción másica a lo largo de TCRD-10
Figura 12. Perfil de flujo de vapor y líquido a lo largo de TCRD-101
0 2 4 6 8 10 12 140
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
Etapa
Fra
cció
n m
asic
a X
Perfil de fracción masica del liquido
X Metanol
X Ácido oléico
X Biodiesel
X Agua
0 2 4 6 8 10 12 140
1000
2000
3000
4000
5000
6000
7000
8000
Etapa
Flu
jo [
Kg
/h]
Perfil de flujo de vapor y líquido [Kg/h]
Flujo de líquido
Flujo de vapor
23
Figura 13. Perfil óptimo de temperatura de RD-101 para el proceso por RD
Figura 14. Perfil óptimo de temperatura de RD-101 para el proceso por TCRD
0 2 4 6 8 10 12 1450
100
150
200
250
300
350Perfil de temperaturas de RD
Etapa
Tem
pera
tura
[°C
]
0 2 4 6 8 10 12 1420
40
60
80
100
120
140Perfil de temperaturas de TCRD
Etapa
Tem
pera
tura
[°C
]
24
Figura 15. Perfil óptimo de flujo de vapor y líquido para RD-101 para el proceso por RD.
Figura 16. Perfil óptimo de flujo de vapor y líquido para RD-101 para el proceso por TCRD
0 2 4 6 8 10 12 140
20
40
60
80
100
120
Etapa
Flu
jo m
ola
r [k
mo
l/hr]
Perfil de temperaturas de RD
Líquido
vapor
0 2 4 6 8 10 12 140
10
20
30
40
50
60
70
80
Etapa
Flu
jo m
ola
r [k
mo
l/hr]
Perfil de temperaturas de TCRD
Líquido
vapor
