Estrategia para la reconversión de una industria integrada ...

Universidad Central Marta Abreu de Las Villas

Facultad de Química-Farmacia

Departamento de Ingeniería Química

Tesis presentada en opción al Grado Científico de

Doctor en Ciencias Técnicas

Especialidad Ingeniería Química

Estrategia para la reconversión de una industria

integrada de azúcar y derivados para la producción de

etanol y coproductos a partir del bagazo.

Autor: MSc. Ing. Marlén Morales Zamora

Santa Clara

2012

Universidad Central Marta Abreu de Las Villas

Facultad de Química-Farmacia

Departamento de Ingeniería Química

Tesis presentada en opción al Grado Científico de

Doctor en Ciencias Técnicas

Especialidad Ingeniería Química

Estrategia para la reconversión de una industria

integrada de azúcar y derivados para la producción de

etanol y coproductos a partir del bagazo.

Autor: MSc. Ing. Marlén Morales Zamora

Tutor: Dr. Sc. Erenio González Suárez

Dr. Harry Verelst

Santa Clara

2012

ÍNDICE

ÍNDICE

INTRODUCCIÓN

Págs.1

CAPÍTULO 1. ANÁLISIS DE LA BIBLIOGRAFÍA 5

1.1 Desarrollo diversificado de la Industria Azucarera 5

1.1.1 Etanol de bagazo de caña 6

1.1.2. Vigilancia tecnológica de la producción de etanol de bagazo 10

1.1.3 Furfural de bagazo de caña 13

1.1.4 Tableros de fibras de bagazo de caña 18

1.2 Reconversión en la industria de procesos 21

1.2.1 Criterios a considerar hacia una gestión en la vida útil de los equipos 22

1.2.2 Análisis de la fiabilidad de los equipos para la reconversión 24

1.2.3 Importancia de la simulación de procesos para los estudios de reconversión

en la industria

27

1.2.4 Herramientas fundamentales para la integración de procesos 29

1.3 Estrategias planteadas hacia la reconversión en la industria 30

1.4 Estrategia para la reconversión de una industria integrada ante la

incorporación de nuevas producciones

33

Conclusiones parciales capítulo 1 36

CAPÍTULO 2. ESTUDIOS TECNOLÓGICOS EN LA APLICACIÓN DE LA

ESTRATEGIA PARA LA RECONVERSIÓN EN UNA INDUSTRIA

37

2.1 Introducción al caso de estudio 37

2.2 Diagnóstico en las plantas de derivados 39

2.2.1 Limitaciones en materias primas y energía 44

2.3 Oportunidades para la reanimación y reconversión de las plantas 45

2.4 Estudios previo inversionistas para la reanimación y reconversión en las

plantas

51

2.5 Modificación y reconversión en las plantas para la incorporación de los

nuevos productos y tecnologías

55

ÍNDICE

2.5.1 Etapa de hidrólisis ácida del bagazo en la planta de furfural 56

2.5.2 Etapa de fermentación en la planta de etanol 63

2.5.3 Etapa de maceración en la planta de tableros 66


CAPÍTULO 3. EVALUACIÓN TÉCNICA-ECONÓMICA DE LA

PROPUESTA DE RECONVERSIÓN

70

3.1 Simulación de los procesos integrados a partir de las modificaciones y

reconversiones

70

3.1.1 Simulación del proceso de producción de azúcar y bagazo 71

3.1.2 Simulación del sistema de cogeneración con bagazo 75

3.1.3 Simulación de la producción integrada de furfural y etanol 77

3.2 Aplicación de los modelos en el caso de estudio 82

3.3 Integración másica en la planta de tableros de fibras 84

3.4 Evaluación de la fiabilidad y disponibilidad de las instalaciones ante la

reconversión

86

3.5 Evaluación económica de la adaptación de los nuevos productos y

tecnologías en los sistemas de instalaciones

91


CONCLUSIONES 98

RECOMENDACIONES 99

BIBLIOGRAFÍA 100

ANEXOS 116

INTRODUCCIÓN

1

Para triunfar en un mundo tan competitivo como el actual, e incluso para sobrevivir

las empresas no se deben considerar definitivamente instaladas en un mercado, ni

en una tecnología determinada. Resulta de vital importancia, considerar sistemas de

instalaciones y no plantas aisladas, aspecto válido no solo para las nuevas

instalaciones, sino también para la reconstrucción y modernización de las ya

existentes y buscar una adaptación más efectiva a las nuevas condiciones materiales

y energéticas en equilibrio con el medio ambiente.

Una modernización, reordenamiento o reconversión en una instalación industrial

debe concentrarse en tres objetivos esenciales para las inversiones en un país en

desarrollo, los cuales se basan en: incrementar la capacidad de la planta con una

calidad estable del producto y una disminución de los consumos, especialmente los

importados, reestructurar el surtido de producción de acuerdo a la demanda del

mercado, disminuir el tiempo de retorno de la inversión destinada a la

modernización de las plantas e incrementar la disponibilidad de la instalación

(González, 1993; González, 2008).

La economía cubana necesita ser cada día más eficiente y competitiva para

insertarse en los mercados globalizados del mundo y poder alcanzar los niveles de

utilidades que desea el país.

La industria azucarera cubana, desde hace ya varios años, ha desarrollado una

estrategia para incrementar su competitividad a partir de la diversificación, desde

producciones con tecnologías simples, hasta las basadas en la química sintética, la

biotecnología y en los procesos de obtención de nuevos materiales. Aprovechando

las ventajas que ofrece la caña de azúcar como fuente renovable de recursos

materiales y energéticos, se plantea que la producción de azúcar tendrá una

economía estable y ventajosa en la medida en que se integre la producción de los

derivados (González, 1997; Díaz, 2000; Augusto, 2004; Gálvez, 2004).

El estudio de los problemas operativos en las plantas de procesos, la corrección de

defectos, la fiabilidad, disponibilidad y modernización de las instalaciones, ha sido

una práctica permanente en la industria. Si bien las grandes empresas proveedoras

de ingeniería incorporan estos avances en sus propuestas, por lo general no trabajan

en actualizaciones, modernizaciones, puestas a punto y reconversiones del

equipamiento existente hacia nuevas producciones, lo cual trae la obsolescencia del

INTRODUCCIÓN

2

equipamiento y el no aprovechamiento de capacidades e instalaciones (Rosa, 1996;

Campbell, 1999; Yañez, 2004; Morales, 2010a).

Las fuentes de biomasa para la producción de biocombustibles continúan en fase de

desarrollo, siendo más reciente su aplicación en biorrefinación. Las biorrefinerías se

basan en la integración de los procesos de conversión de la biomasa en la obtención

de energía y productos de alto valor agregado, con mínimos residuales e impactos

ambientales (Kaylen, 2000; Wyman, 2005b; Caye, 2008; Demirbas, 2010).

La biomasa cañera es un subproducto de la industria azucarera con elevadas

potencialidades de desarrollo para producciones, de ahí que sea una de las

industrias con mayores posibilidades de reconversión o reordenamiento de sus

instalaciones para la producción de biocombustibles (Gálvez, 2004; González,

2008).

El bagazo se utiliza fundamentalmente en la generación de energías térmica y

eléctrica, para el consumo de los ingenios y plantas de derivados; como materia

prima para la producción de tableros, alimento animal, furfural y más reciente hacia

la producción de etanol de segunda generación (Gálvez, 1988; Kaylen, 2000).

El furfural es un producto de alto valor agregado, con un amplio espectro de

aplicaciones en la práctica y en la industria de procesos. Se utiliza ampliamente en

la industria del petróleo, de papel, en la síntesis de resinas con acetonas, urea,

formol. Además tiene utilización como material anticorrosivo, plásticos de moldeo,

pinturas anticorrosivas, aglutinante, entre otros usos (Wismer, 2005; Uppal, 2008).

Las aplicaciones de los tableros de bagazo han experimentado un continuo ascenso

debido, fundamentalmente, a su adaptabilidad para sustituir elementos de la

madera, sobre todo como material en la industria de la construcción.

La producción de etanol a partir de residuos lignocelulósicos como el bagazo,

proporciona diversas posibilidades de mezclas de combustible de mejor calidad, así

como reducción de emisiones de carbono que inciden en el efecto invernadero y la

obtención de coproductos en el contexto de biorrefinerías. Esta producción puede

realizarse por distintas vías que difieren básicamente en la generación de los

azúcares monoméricos a partir de la celulosa y hemicelulosa de la materia prima,

como son: hidrólisis ácida, concentrada o diluida e hidrólisis enzimática (Wyman,

2007; Galbe, 2002, Demirbas, 2010).

INTRODUCCIÓN

3

La empresa azucarera Amancio Rodríguez de la provincia de las Tunas, cuenta con

la única planta de producción de furfural a partir de bagazo de caña de azúcar de

Cuba y una planta de tableros de fibras de bagazo. Desde hace varios años, la

explotación de estas producciones ha estado afectada producto de la paralización de

estas plantas, consecuencia de la situación económica del país, por limitación de la

demanda de furfural en su momento, por problemas operacionales en la etapa de

hidrólisis, por ser alta consumidora de energía, por disminución de la disponibilidad

de caña y el encarecimiento de los portadores energéticos en el mercado

internacional.

De acuerdo con los lineamientos económicos aprobados en el VI Congreso del

Partido Comunista de Cuba, referido al desarrollo agroindustrial y la diversificación

azucarera, el nuevo escenario que se presenta para la industria tiene como objetivo

estratégico la reconversión de la misma hacia el rescate de producciones eficientes

y ambientalmente compatibles (PCC, 2012). El aprovechamiento de las

capacidades e instalaciones existentes en las plantas de derivados se hace necesario

para la reanimación y reconversión de la industria, disminuyendo costos

inversionistas e incrementando la disponibilidad de las plantas. Siendo el bagazo de

la caña de azúcar un coproducto con elevadas potencialidades para la producción de

energía, furfural, tableros y etanol, resulta importante su integración en el contexto

de biorrefinería a partir de la biomasa cañera con la utilización de las instalaciones

existentes en las plantas de derivados.

La problemática científica de la investigación se enmarca en la necesidad de

aprovechar las capacidades e instalaciones existentes de las industrias de la caña de

azúcar en la asimilación y adaptación en una biorrefinería integrada a partir del

bagazo.

Hipótesis

Es posible lograr una estrategia para la reconversión de las industrias de la caña de

azúcar con la incorporación de la producción de etanol y reanimación de

coproductos a partir del bagazo, que permita aprovechar las capacidades e

instalaciones en el concepto de biorrefinería.

Objetivo general.

Desarrollar una estrategia para la reanimación y reconversión de las industrias de la

caña de azúcar con la incorporación de la producción de etanol y otros coproductos

INTRODUCCIÓN

4

a partir del bagazo, que permita aprovechar las capacidades e instalaciones en el

concepto de biorrefinería.

Objetivos específicos.

1. Proponer una estrategia para la reconversión de la industria que permita lograr

un aprovechamiento de las capacidades instaladas y las posibilidades de emplear las

instalaciones existentes de forma integrada ante la incorporación de nuevas

producciones.

2. Realizar el análisis de reanimación y reconversión de las instalaciones existentes

en una industria de derivados de la caña de azúcar para incrementar la producción

de etanol y coproductos considerando la fiabilidad y la disponibilidad.

3. Evaluar técnico y económicamente el impacto de alternativas de integración de

los procesos de producción de etanol y coproductos a partir del bagazo, a partir de

los resultados de la reconversión.

Novedades fundamentales de la investigación:

- Una estrategia para la reconversión y reanimación de una industria diversificada a

partir del aprovechamiento de las capacidades y el equipamiento instalado en las

plantas con la incorporación de nuevas producciones.

- Se realiza una modificación a la tecnología de producción de furfural con el

aprovechamiento de los residuales del proceso para la incorporación de la

producción de etanol de residuos lignocelulósicos.

Aportes fundamentales de la investigación.

- Se evalúan diferentes fermentaciones de mezclas de sustratos azucarados de

diferentes fuentes como son: mieles, jugo de los filtros e hidrolizado de bagazo.

- Se obtienen tableros de fibras a partir de la utilización de mezclas de residuos

sólidos celulósicos como: bagazo, residuo sólido de la hidrólisis ácida del bagazo y

residuo sólido de la hidrólisis enzimática.

- Se simula la producción integrada de etanol-furfural a partir del bagazo utilizando

un enfoque modular secuencial.

CAPÍTULO 1. ANÁLISIS DE LA BIBLIOGRAFÍA

5


1.1 Desarrollo diversificado de la Industria Azucarera.

El cultivo de la caña y la producción de azúcar han sido desde el mismo nacimiento

de la nación cubana, base de su economía y un elemento significativamente

vinculado a su desarrollo social, a su cultura y a sus tradiciones. La variabilidad de

los precios del azúcar en el mercado mundial sugiere que la diversificación de la

industria azucarera es un requerimiento urgente de los países exportadores de

azúcar (Gálvez, 2000).

La caña de azúcar es una planta de características excepcionales, capaz de sintetizar

carbohidratos solubles y materiales fibrosos a un ritmo muy superior al de otros

cultivos. Esta propiedad le abre un amplio espectro de aprovechamiento para un

elevado número de derivados y subproductos (Augusto, 2004; Gálvez, 2004;

Morales 2007). Por cada 100 t de caña procesada para la producción de azúcar se

obtienen entre 28 y 30 t de bagazo y 20 t de residuos agrícolas (Gálvez, 2000).

El bagazo adquiere en Cuba un uso creciente, en la medida en que avanza un

estratégico programa de diversificación. Es el mayor subproducto de la industria

azucarera y se usa fundamentalmente en la generación de energías térmica y

eléctrica para el consumo de los ingenios y plantas de derivados (Gálvez, 1988;

González, 1997; Díaz, 2000).

El bagazo y los residuos de la cosecha de la caña de azúcar contienen alrededor de

un 70 % de carbohidratos. Los datos de la literatura indican que el bagazo contiene

41-52 % de celulosa, 25-30 % de pentosanos y 18-25 % de lignina, por lo que su

composición química es más cercana a la de las maderas duras que a la de las

maderas blandas (Gastón col, 2000; Banerjee&Pandey, 2002). Los xilanos son,

después de los glucanos, los carbohidratos más importantes en el bagazo. La xilosa

representa casi un tercio del contenido de azúcares en los hidrolizados de bagazo

(Puls, 1993).


6

Del bagazo y el bagacillo, por ejemplo, se obtienen celulosa, furfural, etanol,

carbón activado, alimento para ganado, tablones aglomerados y moldeados,

plásticos como el acetato de celulosa o rayón y relleno en plásticos, concreto y

otros materiales de construcción. (Moreda, 1997; Fernández, 1997).

En la figura 1.1 se muestra un diagrama de bloques de los coproductos derivados

del bagazo de caña de azúcar.

Figura 1.1 Esquema de los diferentes coproductos derivados del bagazo.

La obtención de productos de alto valor agregado, a partir del bagazo implican

varias premisas que deben conformar la estrategia para la correcta diversificación

de esta materia prima como son: (Fernández, 2000).

- Disponer de un mercado seguro para todos los productos integrados que

garanticen la efectividad empresarial del proceso.

- Disponer de tecnologías viables para la separación de los polímeros naturales

que lo componen. (celulosa, lignina y xilosa); así como, lograr la purificación y

calidad requerida de cada uno de ellos para el producto específico.

- Integrar el proceso de producción para el producto en cuestión con las restantes

corrientes que se generan que no pueden ser consideradas residuos por su

magnitud y valor.

1.1.1 Etanol de bagazo de caña.

El modelo energético mundial está tomando un nuevo rumbo debido

fundamentalmente a la disminución progresiva de las reservas combustibles fósiles

y a la crisis existente en el mercado del petróleo, de ahí que la atención de los


7

investigadores se ha marcado hacia la búsqueda de nuevas fuentes de energías

limpias y renovables, como la producción de biocombustibles (Benito, 2005).

Se entiende por biocombustibles, al biodiesel, bioetanol y biogás que se producen a

partir de materias primas de origen agropecuario, agroindustrial o desechos

orgánicos. El etanol se puede extraer de cereales (maíz, trigo, avena, cebada), papa,

remolacha, caña de azúcar, biomasa forestal, residuos pecuarios, residuos de las

cosechas y las agroindustrias (Benito, 2005; Comas, 2004). Sus principales

ventajas se basan en:

-Reducción de las emisiones de carbono, lo cual tiene una incidencia muy positiva

en la problemática de cambio climático causado por los gases del efecto

invernadero.

- Genera empleos directos e indirectos, correspondientes a los empleos del agro,

operación de biorrefinerías y empleos temporales para la construcción y montaje de

las mismas durante los primeros años.

El etanol y sus derivados serían muy importantes, no solamente para sustituir

importaciones, sino también porque crearían nuevas exportaciones con un mayor

valor agregado. Este aspecto podría ser un atractivo para la inversión extranjera y

para proyectos de industrialización en el país (González, 2008; Comas, 2004;

Morales, 2009).

La obtención de etanol a partir de residuos lignocelulósicos, sigue el mismo

esquema que el proceso con biomasa azucarada o amilácea, como se muestra en la

figura 1.2. No obstante, la complejidad estructural de la biomasa lignocelulósica,

hace necesaria una etapa de pretratamiento eficaz para lograr incrementar el

balance global de los procesos de conversión posteriores.

El objetivo del pretratamiento es romper la estructura de la fibra de lignocelulosa

para facilitar el ataque enzimático. Durante el pretratamiento se produce: el

fraccionamiento de la biomasa en sus componentes principales (celulosa,

hemicelulosa y lignina), la reducción de la cristalinidad de la celulosa y el aumento

del área superficial accesible (Hsu, 1996).


8

Figura 1.2 Etapas en el procesamiento de los materiales lignocelulósicos.

El pretratamiento constituye una de las etapas más costosas y menos desarrolladas

del proceso de obtención de azúcares a partir de la biomasa lignocelulósica, por lo

que la mejora del mismo constituye una de las líneas de investigación preferentes

en esta área (Wyman, 2005a). La heterogeneidad de la biomasa hace que no exista

un pretratamiento válido para todas ellas. La elección del pretratamiento dependerá

de la composición de la materia prima y de las aplicaciones posteriores.

Atendiendo a su naturaleza los pretratamientos pueden clasificarse en físicos,

químicos, térmicos y biológicos, además de las posibles combinaciones entre ellos

(Sun&Cheng, 2002).

El pretratamiento físico puede ser mecánico, como el astillado y la molienda, o no

mecánico, en los que la alteración del material se logra mediante agentes externos,

como los tratamientos con radiación y la pirólisis a temperaturas intermedias. En

los pretratamientos químicos se emplean agentes químicos para alterar la estructura

lignocelulósica y solubilizar los azúcares. Entre los pretratamientos químicos más

estudiados se encuentran, los que utilizan ácidos, álcalis, disolventes orgánicos y

agentes oxidantes (Hsu, 1996; Sun&Cheng, 2002).

La hidrólisis ácida puede realizarse con ácidos diluidos o concentrados como:

sulfúrico, clorhídrico, fosfórico, nítrico y fórmico, entre otros. Cuando se emplean

ácidos concentrados, generalmente se opera a bajas temperaturas, obteniéndose

altos rendimientos; por ejemplo, a partir de una mezcla de astillas de maderas

duras y blandas, se ha obtenido un 82 % de eficiencia en la obtención de azúcares

mediante el empleo de ácido sulfúrico al 26 % en peso (Hernández, 2005;

Iranmahboob, 2002).


9

La principal ventaja de la hidrólisis diluida es el menor consumo de ácido. En la

figura 1.3 se muestra el efecto de la temperatura en el rendimiento total de

azúcares (Larsson, 1997; Lenihan, 2010). Se observa cómo se requieren altas

temperaturas para lograr rendimientos aceptables en glucosa, lo que provoca a su

vez una mayor descomposición de los azúcares procedentes de la hemicelulosa,

generando compuestos como el furfural. Se aprecia una caída considerable del

rendimiento debido a la descomposición de los azúcares.

Figura 1.3 Efecto de la temperatura en el rendimiento total de azúcares a 5 %

(w/w) concentración de ácido (Lenihan, 2010).

La hidrólisis enzimática presenta, al menos, tres ventajas potenciales frente a los

procesos catalizados por ácidos: mayores rendimientos de azúcares debido a que es

un proceso muy específico, menor costo de equipo ya que se realizan a presión

atmosférica y bajas temperaturas aunque los costos de adquisición se incrementan

debido a la utilización de equipos en serie en función de la capacidad, y por otra

parte, no existe producción de sustancias tóxicas como consecuencia de la

degradación de los azúcares que pudieran comprometer la fermentación posterior

(Söderström, 2003; Larsson, 1997; Martin, 2002).

Para efectuar esta hidrólisis, suele utilizarse un complejo enzimático compuesto por

endo y exoglucanasas suplementadas con ß-glucosidasas cuyo objetivo es asegurar

la ruptura de las moléculas de celobiosa generadas por la acción de las otras

enzimas (Breuil, 1990). En función de la concentración de enzima, la

concentración de sustrato y el tiempo de operación, el ataque enzimático resulta en

una disolución de glucosa, que puede utilizarse como medio de fermentación para

su transformación en etanol y en un residuo sólido (Söderström, 2003; Larsson,

1997; Martin, 2002).


10

Las principales dificultades para hidrolizar por vía enzimática los materiales

lignocelulósicos están relacionadas, con la baja actividad específica de las enzimas

de las que se dispone en la actualidad y por tanto con la necesidad de un elevado

consumo de las mismas durante el proceso y con la propia estructura de los

sustratos lignocelulósicos nativos. A pesar de ello, la hidrólisis enzimática de

residuos celulósicos es uno de los caminos más prometedores (Lynd, 2002).

El alto costo de las enzimas celulolíticas es uno de los factores que influyen

negativamente para hacer competitivo el proceso de obtención de etanol a partir de

residuos lignocelulósicos, frente a los procesos basados en materias primas ricas en

almidón (Balat, 2009). En este sentido, el Programa de Biomasa desarrollado por el

Departamento de Energía de los Estados Unidos colabora con los dos principales

productores mundiales de enzimas, Genencor International y Novozymes, con el

objetivo de lograr una reducción significativa (entre 10 y 50 veces) del costo actual

de las enzimas (DOE, 2006).

La incorporación de la etapa de hidrólisis enzimática en un central azucarero con

una planta de etanol tradicional permitirá: aprovechar un residuo lignocelulósico

con contenido de azúcares a fermentar logrando reducción de miel por concepto de

compra en tiempo de no zafra; incrementar capacidades de producción no

aprovechadas, considerando que para el caso de estudio es de interés el etanol para

la exportación por la cercanía a puerto y para la industria ronera y la adaptación de

la industria azucarera cubana como una biorrefinería integrada.

1.1.2. Vigilancia tecnológica de la producción de etanol de bagazo.

Los mayores productores mundiales de etanol son los Estados Unidos, seguido por

Brasil, con una producción aproximada de 18 billones de L/a a partir de almidón de

maíz y 17 billones de L/ a partir de caña de azúcar, respectivamente. Sin embargo,

el etanol producido a través de residuos lignocelulósicos tiene inconvenientes

reportados por varios autores, (Söderström, 2003; Larsson, 1997; Martin, 2002;

Yang y Wyman, 2008; Lynd, 1995; Hsu, 1996; Wyman, 2005b; Mesa, 2010) los

más frecuentes son:

-El pretratamiento utilizado tradicionalmente para eliminar la lignina es muy

costoso.

- La producción de enzimas capaces de hidrolizar la celulosa/hemicelulosa ocurre

en reactores microbiológicos muy costosos.


11

- El costo de inversión para una planta de producción de etanol a partir de bagazo

de caña es 50 % mayor que para una planta similar a partir de melazas (Aden,

2002; Mousdale, 2008).

Uno de los conceptos más abordados en estos tiempos, es el de biorrefinería

integrada como se muestra en la figura 1.4.

Figura 1.4 Diagrama del concepto de biorrefinería (Demirbas, 2010).

La biomasa además de utilizarse en el sector energético, agrícola y forestal, amplía

su utilización hasta el sector químico, por lo que la industria química juega un papel

esencial en la obtención de gran variedad de bioproductos de valor añadido

(Huang, 2008; Caye, 2008; Demirbas, 2010). Desde este punto de vista, un

aspecto clave es la etapa de fraccionamiento de la materia prima, en este caso

bagazo.

La biomasa es fraccionada en tres componentes principales: celulosa, hemicelulosa

y lignina. A partir de estas fracciones pueden obtenerse múltiples productos que

incluyen vapor y/o electricidad (por combustión del residuo rico en lignina),

biocombustibles (mediante la fermentación de la glucosa principalmente) y líneas

de productos químicos basados en la celulosa, xilosa (como el xilitol, alcohol y el

furfural) y la lignina (adhesivo natural).

Para reducir los costos y acelerar la aplicación comercial del etanol de residuos

lignocelulósicos, se ha recomendado considerar los siguientes requerimientos en el

pretratamiento visto como fraccionamiento de la biomasa (Yang y Wyman, 2008;

Lynd, 1995; Hsu, 1996; Wyman, 2005b; Van Walsum, 1996):

Conversión de la Biomasa

Conversión Termoquímica Conversión bioquímica

Pirólisis Licuefacción Gasificación Residuos Azúcares

Carbón Biocombustibles Gas de

síntesis Alimento

animal Fermentación

Gas condicionante Calor y electricidad

combinada Biorrefinería

s

Combustibles, productos químicos y materiales


12

La necesidad de que los productos químicos en el pretratamiento y su

subsecuente neutralización y condiciones de prefermentación sean mínimos y poco

costosos.

La molida de la biomasa en partículas de pequeño tamaño es costosa y de alto

consumo de energía, por lo que son deseables tecnologías de pretratamiento que

requieran una limitada reducción del tamaño de partículas.

Lograr con el pretratamiento un alto rendimiento de azúcares fermentables de

hemicelulosa.

La concentración de azúcares desde las etapas de pretratamiento e hidrólisis

enzimática acopladas deben ser superiores al 10 % para asegurar que las

concentraciones de etanol sean adecuadas y los costos del proceso aguas abajo sean

manejables.

Los reactores de pretratamiento deben ser de bajo costo, a través de minimizar

sus volúmenes, de manera que favorezcan más las etapas de reacción química y no

las etapas difusionales, y se minimicen los defectos de flujos por agua muertas. No

requerir materiales especiales de construcción.

El líquido hidrolizado del pretratamiento debe ser fermentable a bajos costos, y

altas condiciones de rendimiento.

Los productos químicos formados, durante las condiciones de hidrolizado en

preparación de los subsiguientes pasos biológicos, no debe originar cambios de

procesamiento o depósitos.

La lignina y otros constituyentes deben ser recobrados para su conversión a

valiosos coproductos y simplificar el proceso aguas abajo.

La distribución de azúcares recobrados entre el pretratamiento e hidrólisis

enzimática debe ser compatible con la selección de organismos para fermentar los

azúcares de 5 átomos de carbono.

El vapor y la potencia demandada para el pretratamiento debe ser bajo y

compatible para la integración térmica con el resto del proceso.

Uno de los factores limitantes para utilizar la biomasa como fuente de energía y de

productos químicos es lo referente al aseguramiento de su recolección y

transportación hacia el lugar de destino (De Cerqueira, 2009).

Resulta importante señalar que siendo Brasil el país mayor productor de etanol a

partir de caña de azúcar, tiene concedida 3 patentes utilizando el bagazo para la


13

producción de etanol. La titularidad de las patentes brasileñas recae en dos de los

grupos nacionales empresariales más potentes del país, PetroBras, relacionado con

los combustibles y DEDINI, relacionado con la industria azucarera (WO

200865433, WO 200751269). La generalización de este proceso permitirá que

Brasil, para este año pueda suministrar el 10 % de etanol de toda la gasolina global.

1.1.3 Furfural de bagazo de caña.

El bagazo sometido a una digestión ácida a alta temperatura hidroliza la celulosa,

obteniéndose furfural, alcohol metílico, acetona y ácido acético, así como ácido

levulínico y furfurílico. Otras materias primas para la obtención de furfural son la

madera, el olote de maíz, la cascarilla de arroz, la borra de algodón y otras

(Carrasco, 1996; Zeitsch, 2000).

El furfural, furfuraldehído o fural es un solvente selectivo para productos

petroquímicos.

Desde 1996, casi la mitad del consumo mundial de furfural se destina a la

producción de alcohol furfurílico, resinas y como solvente en la preparación de

nylon. Sirve de relleno y extensor en madera laminada y también se usa para la

producción de tetrahidrofurano, en la extracción del butadieno y en la fabricación

de insecticidas amigables con el ambiente y nematicidas. El derivado 2-metilfurano

se emplea como solvente orgánico, pesticida e intermediario farmacéutico

(Mansillahl, 1998; Zeitsch, 2000; Vázquez, 2007).

Al igual que el etanol, el furfural forma un azeótropo binario con agua (65% de

agua en peso). Sin embargo, a diferencia del etanol, el azeótropo es parcialmente

miscible con agua y es posible la separación de las fases del líquido (Zeitsch,

2000).

El proceso patentado por la Corporación de Energía Pura logra la hidrogenación a

2-furfural metil tetrahidrofurano (2-MTHF), el cual es aprobado por la DOE como

un aditivo para combustible (Wismer, 2005). Al igual que el furfural, el agua

forma un azeótropo heterogéneo (10 % peso) con 2-MTHF produciendo la ruptura

del líquido. El 2-MTHF es parcialmente oxigenado, con un alto grado de octanaje,

con una baja presión de vapor en relación con las otras especies de C5. Además,

puede actuar como un disolvente para alcoholes tales como etanol y metanol con

gasolina (Zeitsch, 2000; Wismer, 2005).


14

A partir de la década del 70, en el Instituto Cubano de Derivados de la caña de

azúcar (ICIDCA) en colaboración con otros diez centros del país, se investigó la

síntesis de derivados furánicos con actividad biológica para su aplicación en la

agricultura como plaguicidas. Uno de estos centros es la Planta de Bioactivos

Químicos de la Universidad Central “Marta Abreu” de Las Villas, la cual utiliza

como materia prima el furfural para la producción de 2-(2-nitrovinil) furano (G-O)

y 2-bromo-5-(2-bromo-2-nitrovinil) furano (G-1), productos activos farmacéuticos

y esterilizantes de uso en biofábricas, los cuales han sido evaluados en múltiples

estudios como inhibidores de la corrosión electroquímica en los metales (Cabrera,

1997; Cabrera, 2002; Morales, 2003).

La mayor parte del furfural se utiliza como disolvente en el refinado de aceites

lubricantes y junto con el alcohol furfurílico, en condensaciones con formaldehido,

fenol, acetona o urea. Además, para obtener resinas con excelentes propiedades

para su termo conformado, alta resistencia a la corrosión, bajo peligro de incendio y

muy buena resistencia física, usados extensamente en la industria de la fundición

como machos para moldes de alta calidad (Zeitsch, 2000; Vázquez, 2007).

La tecnología para la obtención del furfural incluye la hidrólisis y un proceso de

refinación. El furfural se forma como consecuencia de la hidrólisis de los

pentosanos y la descomposición de las pentosas, según las siguientes reacciones:

(1) Hidrólisis de los pentosanos: T= (140 0C – 220

0C)

𝐶5𝐻8𝑂4 𝑛 + 𝑛𝐻2𝑂 = 𝑛𝐶5𝐻11𝑂5

n x 132,14 + n x 18,016 = n x 150,130 g/mol

(2) Deshidratación de las pentosas:

𝐶5𝐻10𝑂5 𝑛 − 3𝐻2𝑂 = 𝐶5𝐻4𝑂2

150,130 g/mol – 54,048 g/mol = 96,082 g/mol

3) Descomposición del furfural:

𝐶5𝐻4𝑂2 = 𝐶𝑂2𝐻2 + 𝑟𝑒𝑠𝑖𝑛𝑎𝑠

La reacción total puede describirse como:

Pentosanos - 2 x Agua = Furfural 32,114 g/mol – 36,032 g/mol = 96,082 g/mol

Para un rendimiento de furfural teórico de: Yt = 96,082/132,114 = 0,72727

En la práctica resulta imposible lograr estos rendimientos dado la rápida

descomposición del furfural. El objetivo es encontrar las condiciones que

favorezcan las reacciones 1 y 2: formación de pentosa y furfural, al mismo tiempo


15

que se limite al máximo la reacción 3: descomposición del furfural (Figura 1.5)

(Zeitsch, 2000).

Figura 1.5 Comportamiento de las constantes cinéticas con la temperatura.

La reacción de descomposición de la pentosa es catalizada por los propios

productos ácidos formados en el proceso. La descomposición del furfural origina

principalmente ácido fórmico y sustancias poliméricas de alto peso molecular. El

catalizador más generalizado en la práctica industrial es el ácido sulfúrico por su

aceptable actividad catalítica y bajo costo (Mansillahl, 1998; Montané, 2002).

La concentración del catalizador es una variable a considerar en el sistema de

reacciones. En la figura 1.6 se puede observar la influencia de la concentración de

ácido sulfúrico con la concentración y rendimiento de furfural para diferentes

tiempos de reacción.

Figura 1.6 Influencia de la concentración del catalizador en el comportamiento de

la concentración y rendimiento de furfural para diferentes tiempos de reacción.

Condiciones, flujo de 2,5 módulos/h, Tinicial=145 0C, Tfinal= 170

oC. Consumo de

H2SO4 1) 1 %; 2) 0,7 %, 3) 0,5 %.


16

De la figura 1.6 se observa que, los mejores comportamientos se reportan a la

mayor concentración de H2SO4 (1 %). Las curvas de comportamiento logran

incrementos a los 15 min de reacción, pero comienzan a disminuir a medida que

aumenta el tiempo debido a la descomposición del furfural (Zeitsch, 2000; Villar,

1986).

La figura 1.7 muestra la influencia de la temperatura en los rendimientos de furfural

al variar el tiempo de reacción (Zeitsch, 2000; Villar, 1986).

Figura 1.7 Influencia de la temperatura en el comportamiento de la concentración y

rendimiento de furfural para diferentes tiempos de reacción. Condiciones, flujo de 4

módulos/h, H2SO4, 1,5 %, 1)170 oC 2) 165

oC 3) 155

oC.

La temperatura influye favorablemente en el rendimiento de furfural. La

concentración de furfural en el condensado pasa por un máximo a menores tiempos

de reacción y luego disminuye; dicha magnitud es mayor al elevarse la temperatura.

Figura 1.8 Influencia del tiempo de reacción en el rendimiento de furfural, con la

concentración de H2SO4 y la temperatura de reacción (Zeitsch, 2000).


17

Según la figura 1.8 se observa que a menores concentraciones de H2SO4 aumenta el

rendimiento para menores temperaturas de reacción, pero se requieren mayores

tiempos de reacción. Por lo que lograr un compromiso entre estas variables resulta

importante para su aplicación en la práctica (Morales, 2010a).

Un factor importante en el proceso de obtención de furfural es el módulo de

recolección o la relación sólido-líquido. En la figura 1.9 se muestra el

comportamiento de esta variable (Zeitsch, 2000; Col at, 1986).

Figura 1.9 Influencia del módulo de recolección en el comportamiento de la

concentración y el rendimiento de furfural para diferentes tiempos de reacción.

Condiciones: H2SO4 1,5 % T=165 0C; módulo de recolección 1) 2, 2) 3, 3) 4.

A nivel industrial se considera como la velocidad del vapor a través del material,

por ejemplo, un módulo por hora, quiere decir, que en una hora pasa a través del

reactor una cantidad de vapor igual al peso de la materia prima en el equipo. Para

disminuir las pérdidas de furfural en el proceso, como consecuencia de su

descomposición durante el tiempo de permanencia en el sistema reaccionante, es

conveniente operar con el mayor módulo de recolección posible. Sin embargo, el

incremento del módulo está limitado por la velocidad del vapor para la cual se

rompe la estructura de las capas de material y comienza a arrastrarse las partículas

junto con el vapor. Además, a mayor módulo, mayor el gasto de vapor, y menor la

concentración de furfural en el condensado lo que afecta negativamente la

economía del proceso (Montané, 2002; Mansillahl, 1998; Zeitsch, 2000;

Morales, 2010b).


18

Por tanto, en la obtención de furfural se obtienen mayores rendimientos cuando se

consideran temperaturas mayores que 170 0C, rangos de concentración de ácido

entre 1 y 1,5 %, módulos o relación sólido líquido entre 2 y 4, considerando

tiempos de reacción entre 40 y 60 min, de manera que limiten la descomposición de

furfural. El objetivo del presente trabajo es lograr un fraccionamiento de los

componentes del bagazo logrando un equilibrio en la hidrólisis ácida hacia la

formación de azúcares y furfural, a temperaturas de 175 0C con mayores

posibilidades de mantener a nivel industrial.

1.1.4 Tableros de fibras de bagazo de caña.

Entre sus aplicaciones, los tableros de fibras delgados, se emplean como

paramentos de puertas plana, elementos de electricidad, industria del calzado,

molduras, elementos curvos para mobiliario, rodapiés, traseras de muebles, paredes

laterales de ataúdes, embalaje, entre otras aplicaciones. Los tableros de mayor

espesor son empleados en mobiliarios de hogar y oficinas, así como, en todos los

elementos decorativos y de carpintería de interior como en el caso de tableros de

fibras resistentes a la humedad en mobiliario de cocina y baño, de aquí su gran

importancia (Bermúdez, 2000; Velásquez, 2002; Gil, 1988).

En el mundo se fabrican diferentes tipos de tableros donde se destacan los de fibra

y partículas. Dentro de los de fibra están los: tableros no prensados (de baja

densidad (0,02-0,4 kg/m3)) y los tableros prensados de alta densidad (800-1000

kg/m³) y de media densidad (600-900 kg/m³) (Bermúdez, 2000; Gil, 1988).

Las tecnologías de producción de tableros de fibras son: tecnología por vía seca y

tecnología por vía húmeda.

Tecnología por vía seca. En esta tecnología se elaboran las fibras de madera o

bagazo a partir de trozos de estos materiales; se añade parafina y posteriormente, se

seca directamente en un secadero con una corriente de aire caliente.

Tecnología por vía húmeda. Las fibras se mezclan con agua hasta crear una masa,

con adición de parafina y látex. La masa se coloca sobre la máquina formadora

generando un manto húmedo donde se elaboran los tableros. En esta máquina se

elimina aproximadamente el 50 % del agua a través de aspiradores al vacio y

cilindros prensadores, se secan en un túnel de secado hasta un 6% de humedad

aproximadamente. Finalmente se recortan y se almacenan. Los restos del producto


19

se reciclan al proceso de producción (Gil, 1988; Backlund, 1993; Velásquez,

2002; Morales, 2010c).

Durante el prensado del tablero se producen cambios físicos y químicos, originados

por tres factores fundamentales: humedad, temperatura y presión.

La madera, así como el bagazo, tiene como componentes fundamentales, la

celulosa, la lignina y la hemicelulosa. De estos tres componentes, en el prensado

tiene mayor importancia la hemicelulosa, la cual decide la resistencia del tablero.

La hemicelulosa se descompone, primeramente, durante la hidrólisis de la materia

prima proceso que ocurre en el desfibrador descomponiéndose alrededor del 10 % y

durante la hidrólisis en el prensado, influenciada fundamentalmente por la humedad

(6±2 %), la temperatura (180-200 oC), la presión específica (50-55 kg/cm

2) y el pH

de (3.5-4.5). La hidrólisis es proporcional a la humedad; cuando la humedad es

menor, el colchón no se comprime totalmente debido a la plasticidad de la fibra con

baja humedad por lo que afecta la resistencia del tablero. La humedad óptima para

la entrada a la prensa debe ser de 60 % (Gil, 1988; Lundgren, 1999).

La lignina es un polímero natural, amorfo, constituido por repeticiones de unidades

de fenilpropano y sirve como adhesivo natural para aglutinar las fibras (Matte,

1988; Velásquez, 2002). Durante el tratamiento térmico en la prensa, la lignina

termina de polimerizar las cadenas formadas entre los componentes de las fibras.

Esta operación influye en la flexión, absorción y dilatación del tablero (Lundgren,

1999; Carvajal, 1987).

La presión es imprescindible para obtener buena calidad del tablero, su aplicación

varía durante el ciclo de prensado. El ciclo de prensado tiene tres fases

fundamentales: exprimido, secado y templado. Para el exprimido, se eleva la

presión hasta 50 kg/cm2 y se mantiene durante un tiempo de retención. El secado

continuo varía en función del espesor, grado de molida, humedad, temperatura y

estado de las mallas en la prensa. El templado o tratamiento térmico se realiza a

menor presión entre 20-30 kg/cm2

(Matte, 1988; Velásquez, 2002; Morales,

2010c).

Los tiempos del ciclo de prensado son: Cierre: 40-45 s, Tiempo de retención: 10-25

s, Exprimido: 15 s, Secado: 190-210 s y Templado: 90 s. El tiempo es el que enlaza

los parámetros anteriores (humedad, temperatura y presión). El tiempo es

directamente proporcional a las propiedades del tablero como densidad, resistencia


20

a la flexión y tracción; además disminuye la dilatación y la absorción (Gil, 1988;

Lundgren, 1999).

El impacto ambiental causado por este sector es considerable, especialmente

durante la producción de tablero de fibra por vía húmeda ya que este proceso

genera un volumen importante de aguas residuales, principalmente durante la

formación del colchón y el prensado del tablero (Fernández, 1994).

Estas aguas residuales de la industria de tableros, se caracterizan por tener una

elevada demanda química de oxígeno (DQO), en el orden de 30-40 g/L y sólidos

solubles totales en el orden de 1-4 g/L, resultante de la disolución de compuestos

orgánicos solubles (celulósicos, hemicelulósicos y aromáticos de estructura

compleja) durante las etapas del proceso a elevadas temperaturas del proceso de

producción (Anexo 2). La tendencia en los últimos años es la reutilización de estas

aguas para reducir el consumo de agua fresca y el volumen de aguas residuales

(Fernández, 1994; Fernández, 2001).

La tecnología instalada en el caso de estudio es húmedo-seca con secadero continuo

y prensa de vapor discontinua, con elevados consumos energéticos y materiales,

sobre todo de agua sin reutilización. Por lo que resulta interesante un análisis

detallado de adaptación a la tecnología húmeda con la utilización de la prensa de

vapor discontinua a partir de la reconversión en la planta, con nuevas capacidades

de producción manteniendo los índices de calidad de los tableros, así como

proponer la integración material, de manera que se logre una reducción del

consumo de agua y de residuales en el proceso.

1.2. Reconversión en la industria de procesos.

Una modernización, reordenamiento o reconversión en una instalación industrial

debe concentrarse en tres objetivos esenciales para las inversiones en un país en

desarrollo: (González, 1993; Morales, 2008)

Incrementar la capacidad de la planta, manteniendo una calidad del producto y

una disminución de los consumos, especialmente los importados.

Una disminución del tiempo de retorno de la inversión destinada a la

modernización de las plantas.

Un incremento de la disponibilidad de la instalación.


21

En la industria de procesos a nivel internacional se acometen métodos y/o prácticas

de trabajo constantes que favorecen la modernización y/o reconversión de la

misma, como son: (Freund, 2008; Charpentier, 1988; Fleshman, 2000; Kister,

2007; Spekujljak, 1998)

1. Eliminación de cuellos de botella operativos en plantas de proceso.

2. Remodelación de un equipo o instalación, por cambio parcial de componentes.

Por lo general, es requerido cuando se deben eliminar cuellos de botella, aumentar

capacidad y/o mejorar especificaciones de productos.

3. Estudio y solución de problemas operativos en equipos e instalaciones de

proceso.

Por lo general, la realización de estas tareas es a cargo de empresas especialistas en

el tema. Una característica importante de estas actividades es que tienen integración

horizontal en las distintas disciplinas que intervienen. Deben concurrir

conocimientos tan diversos como de los especialistas en equipos, en control de

procesos, químicos, metalúrgicos y de materiales, ingeniería de planta, entre otros.

La integración vertical es importante también ya que deben contribuir los

supervisores, operadores de planta y personal de mantenimiento que siempre

aportan inevitablemente elementos de importancia en estos casos (Spekujljak,

1998; González, 2008).

Por otro lado, la liberalización del mercado de la industria de procesos y la energía

está transformando profundamente la explotación, el mantenimiento y la sustitución

de los equipos (Murillo, 2001).

Actualmente se puede constatar la existencia de tres tendencias principales en la

gestión de la vida útil de los equipos: (Fantana, 2000; Petterson, 1998)

1. Prolongación de la vida operativa de los equipos.

2. Tolerancia para que los equipos puedan funcionar más cerca de sus límites.

3. Estrategias de tipo costo-eficiencia y de tipo adaptativo para la sustitución y el

mantenimiento de los equipos.

El empleo de poco personal y la subestimación de los esfuerzos de mantenimiento,

la reducción de los trabajos de reparación y el retraso a la hora de decidir la

sustitución pueden dar lugar a que los equipos fallen y se produzcan paradas,

imprevistas y costosas, de los sistemas. Esta estrategia puede tener consecuencias


22

graves en aquellos países con un parque de equipos anticuados, una buena parte de

los cuales se acerca ya al final de su vida útil prevista (Fantana, 2000).

Resulta necesario adoptar una nueva estrategia de sustitución, renovación y

reconversión de los equipos instalados de manera que se puedan aprovechar para

las producciones bajo las cuales fueron diseñados o nuevas que puedan ser

adaptados. Esta nueva estrategia deberá permitir identificar los cambios o

modificaciones que serán necesarios para su reconversión, los equipos más

vulnerables y por tanto más críticos, a los cuales se prestará atención prioritaria en

función de la fiabilidad y disponibilidad de los mismos.

1.2.1 Criterios a considerar hacia una gestión en la vida útil de los equipos.

La gestión de la vida útil de los equipos conlleva una cadena de decisiones que se

toman durante el funcionamiento de los equipos para conseguir que el sistema

funcione de forma segura, fiable y económica (Yañez, 2004; Fantana, 2000).

La confiabilidad basada en la estadística de fallas tiene dos grandes áreas de

estudio; una que se enfoca en equipos no reparables y otra para equipos reparables

(Kovack, 1987; Goel, 2002, Yañez, 2002).

Los equipos no reparables tienen las siguientes características fundamentales:

Su condición operativa no puede ser restaurada después de una falla.

Su vida termina con una única falla y debe ser remplazado.

La variable aleatoria de interés es el tiempo para la falla.

Para caracterizarlo probabilísticamente se requiere estimar la tasa de fallas.

Por su parte, un equipo reparable es aquel cuya condición operativa puede ser

restaurada después de una falla, por una acción de reparación diferente al

reemplazo total del mismo; tiene las características fundamentales:(Yañez, 2004)

Su condición operativa puede restaurarse después de fallar, con una

reparación.

En su vida puede ocurrir más de una falla.

La variable aleatoria de interés es el número de fallas en un periodo

específico de tiempo.

Para caracterizarlo probabilísticamente se requiere estimar la tasa de

ocurrencia de fallas y la tasa de reparación.


23

En la figura 1.10 se resume de manera esquemática la interrelación de criterios a

considerar en la gestión de la vida útil de los equipos (Kovack, 1987; Goel, 2002;

Yañez, 2004).

Figura 1.10 Criterios influyentes en la gestión de la vida útil de los equipos.

La gestión de la vida útil de los equipos debe afrontar tres tareas importantes como

se muestran a continuación, lo cual repercute en los trabajos de sustitución y

reparación de los equipos, necesarios para asegurar una alta disponibilidad

(Petterson, 1998; Rosa, 1996).

Las técnicas básicas para realizar estas tareas son, la supervisión de equipos, el

diagnóstico y la evaluación basada en el estado y la vida útil. Cuando se utiliza un

sistema de evaluación deben tenerse en cuenta cuestiones importantes como:

(Fantana, 2000; González, 2008; Yañez, 2004)

1. ¿Qué es lo que se va a evaluar?

2. ¿Qué procedimiento o método se va a seguir?

3. ¿Cuáles son las herramientas necesarias para las diferentes tipos de variables?

4. ¿Qué medidas se habrán de tomar y en qué orden?

5. ¿Es posible seguir utilizando con seguridad un equipo dado?

6. ¿Es necesario reformarlo o sustituirlo?

Para realizar la evaluación de un equipo a partir del estado y de los riesgos es

necesario conocer el diseño y funcionamiento del equipo, así como la degradación

y fallos que se hayan podido producir en él. Es necesario estudiar la unidad y sus

subsistemas, las características de los materiales, los factores operativos y los

modos de fallo. Es necesario, definir los riesgos y establecer los esfuerzos que

Gestión de la

vida útil

-Detección de fallos

-Identificación del mal funcionamiento

-Planificación estratégica (eficiencia operacional y

mantenimiento)

Costo durante la vida útil

EQUIPO Operación y mantenimiento Disponibilidad

Decisiones de la gestión de la vida útil

Aspectos Técnicos (Mecánicos, térmicos, eléctricos, sistemas

auxiliares, etc.)

Aspectos no Técnicos (Economía, estrategias,

medio ambiente)


24

pueden afectar a la funcionalidad o idoneidad del equipo. Es preciso determinar los

criterios de evaluación más importantes y desarrollar los procedimientos para

aplicar cada uno de ellos. También será necesario disponer de información de

carácter técnico y no técnico (Petterson, 1998; Rosa, 1996; Kovack, 1987).

1.2.2 Análisis de la fiabilidad de los equipos para la reconversión.

La fiabilidad es la probabilidad de que un dispositivo realice adecuadamente su

función prevista a lo largo del tiempo, cuando opera en el entorno para el que ha

sido diseñado (Todinov, 2005; Abaurrea, 2004).

Varios autores, (Himmenblau, 1978; Yañez, 2004; Rosa, 1996; Todinov, 2005)

explican lo difícil de estimar la fiabilidad a partir de los datos promedios históricos,

debido a que la razón de fallo y el fallo en sí, dependen mucho de las condiciones

de operación, particularmente la temperatura, presión, composición y las

propiedades del fluido. No obstante, en la etapa de diseño y evaluación del estado

de los equipos se pueden considerar valores históricos de plantas con características

similares de operación.

La función de fiabilidad es R (t) = P (T>t) siendo P, probabilidad, T, tiempo para la

falla y t tiempo medio; es una función que no incrementa, siempre la unidad inicia

la vida de dicha función (R (0)=1; R (∞) =0); R(t) = 1 – F(t).

Fiabilidad = 1 - Probabilidad de fallo.

Para confeccionar el diagrama de fiabilidad es necesario conocer los diferentes

esquemas que se pueden presentar, Ps, es la fiabilidad del sistema y pn,m la

fiabilidad de cada equipo del sistema: (Todinov, 2005; Campbell ,1999; Nachlas,

1995)

1. Conexión en serie:

Ps=p1*p2*p3…..pn= )(1 i

n

i p (1.1)

2. Conexión en paralelo:

1 2 n


25

Si las fiabilidades de las partes individuales son iguales a p1, p2, p3, pm las no

fiabilidades serán igual a q1=1-p1, q2=1-p2, q3=1-p3, qm=1-pm, quedando la falta de

fiabilidad resultante como:

qs=q1*q2*q3*….qm= )1(11 j

m

jj

m

j pq (1.2)

Ps=1-j

m

j p 1(1) (1.3)

Para sistemas de igual fiabilidad se tiene:

Ps= mp 11 (1.4)

Existen varias formas de incrementar el nivel de fiabilidad de una planta química y

por tanto su disponibilidad:

a) Diseño apropiado del proceso.

b) Correcta operación con sistemas de control.

c) Asignando redundancias al sistema.

d) Planificando adecuadamente el mantenimiento.

Los dos primeros aspectos son fundamentales tratarlos en equipos que por sus

características de diseño o de costo no se pueden redundar. Mientras que para el

caso de equipos con menores costos de operación y adquisición, se utilizan las dos

últimas alternativas expuestas, para aumentar la fiabilidad.

Teniendo en cuenta esto existen tres problemas típicos de operación de la

fiabilidad:

1. Asignación óptima de redundancias. El problema es encontrar las

redundancias óptimas para cada módulo, así como maximizar la fiabilidad

del sistema sujeto a restricciones lineales a no lineales de costos.

2. Asignación óptima de fiabilidad a las unidades o intervalo óptimo de

mantenimiento de redundancias.

3. Problema de optimización multiobjetivo.

Uno de los métodos más usados para aumentar la fiabilidad es la redundancia en

paralelo, es decir, donde sólo debe operar una unidad, colocar varias que reduzcan

1

2

m


26

el fallo. Otra forma de aumentar la fiabilidad del sistema es a través de esquemas

con almacenamientos intermedios. En este caso, el flujo puede dividirse en dos

subsistemas, productores y consumidores divididos por el almacén. El almacén

sirve de redundancia para la compensación de fallos de productores y consumidores

(Shooman, 1967; Rosa, 1996; Catá, 2006; Todinov, 2005).

La depreciación de los equipos es un elemento del costo de producción cuyas

causas fundamentales son la obsolescencia física y moral de los equipos que

componen la planta, así como la de la planta en su conjunto. En la medida que el

tiempo transcurre, el equipo de la planta envejece, se produce en general un

desgaste que redunda normalmente en la pérdida de la eficiencia, llegando un

momento en que es necesario efectuar sustituciones; este proceso recibe el nombre

de obsolescencia física.

Todo este proceso determina un envejecimiento relativo de los procesos existentes

que se hacen ineficientes con el tiempo, en relación con los nuevos procesos. Este

envejecimiento recibe el nombre de obsolescencia moral.

La obsolescencia moral y física van acompañada de una pérdida del valor

económico de la planta; esta pérdida se contabiliza como parte del costo de

producción y constituye la depreciación.

Para estimar la depreciación se emplea generalmente la siguiente expresión:

D = (Vo− Vf)/td (1.5)

D: depreciación anual en pesos/año, td: vida útil de la planta, Vo: valor inicial, Vf:

valor al término de la vida útil.

El mantenimiento también representa un costo de producción de importancia y un

incremento en el capital de trabajo por los inventarios que requiere. Todo

incremento de confiabilidad y disponibilidad de la instalación con disminución de

riesgos y de fallas que ocasionan paradas, conlleva a mayores inversiones fijas

porque implica recomendaciones de aumento en el número de equipos o

redundancias o ampliaciones en instalaciones auxiliares, cuando no en la elección

de equipos más costosos, en cuanto a montos de inversión original se trata (Peters

& Timmerhauss, 2004; Rosa, 1996; Catá, 2006).


27

1.2.3 Importancia de la simulación de procesos para los estudios de

reconversión en la industria.

La simulación es una herramienta básica en la ingeniería de procesos, la cual

permite interpretar los flujos, localizar los problemas de funcionamiento y predecir

comportamientos. El centro del análisis es el modelo matemático, partiendo de la

selección de las ecuaciones que relacionan las variables del proceso tales como la

temperatura, presión, flujos y composiciones, área superficial, configuraciones

geométricas entre otras condiciones (Smith, 2005; Ogawa, 2007; Seider, 2003).

La figura 1.11 muestra de manera general la clasificación y las aplicaciones de la

simulación de procesos (Seider, 2003; Ramzan, 2009).

Figura 1.11 Aplicaciones fundamentales de la simulación de procesos.

Un modelo se puede definir como una representación simplificada de un sistema

real, un proceso o una teoría, con el que se pretende aumentar su composición,

hacer predicciones y ayudar a controlar el sistema de equipos. Los bancos de datos

contienen información acerca de constantes y propiedades termofísicas y de

transporte para muchas sustancias, equipos, medidas de beneficio, costo de

operación y capital (Dimian, 2003; Seider, 2003; Ramzan, 2009).

La mayoría de los procesos involucran equipos convencionales como son,

intercambiadores de calor, bombas, columnas de destilación, absorbedores, entre

otros. Para estas unidades, las ecuaciones no difieren entre los procesos químicos.

Las propiedades físicas y termodinámicas y las constantes cinéticas químicas

difieren, pero no las ecuaciones (Smith, 2005; Ogawa, 2007).

Los simuladores en estado estacionario, dinámico y batch son usados comúnmente

y se han extendido en la práctica industrial. A continuación se enuncian los más

utilizados en la industria: Aspen Plus, HYSYS, CHEMCAD, DINAPLUS, Batch

Puls y SUPERPRO DESIGNER (Chemcad, 2002; Aspen, 2001; Hysys, 2003).


28

Estos permiten acceder a muchas propiedades físicas, equipos, modelos de

dimensionamiento y operación y bases de datos de costos. Por su gran aplicación y

fiabilidad muchas veces estos simuladores sustituyen experimentos a escala piloto

jugando un rol complementario ahorrando recursos y tiempo (Aspentech, 2004;

Seider, 2003; Smith, 2005; Ogawa K, 2007; Ishii, 1997).

La simulación de la produccion de etanol de materiales celulósicos difiere de la

simulación de los procesos químicos convencionales ya que analiza sólidos

complejos y materiales heterogéneos.

La mayoría de los simuladores modulares secuenciales no son capaces de manejar

los componentes de la biomasa, los cuales no pueden ser caracterizados por

métodos convencionales y propiedades termodinámicas estándares (Galbe, 1994;

Petrides, 2010).

El Aspen Plus es capaz de simular procesos con materiales sólidos no

convencionales. El usuario puede definir componentes en fase de equilibrio vapor-

líquido y componentes sólidos, los cuales son inertes con respecto a la fase de

equilibrio (Wooley, 1996; Aspen, 2001; AspenTech, 2004; Galbe, 1994;

Mannina, 2011; Mulia-Soto, 2011).

La simulación de los procesos de la biomasa objeto de estudio en el trabajo

permitirá conocer y valorar el comportamiento de las variables y los parámetros

operacionales a partir de las propuestas de reconversión, la cuantificación de los

balances de masa y energía, la sensibilidad de las variables, así como, ahorro de

experimentos a nivel de laboratorio y a escala piloto.

1.2.4 Herramientas fundamentales para la integración de procesos.

La integración de procesos es una tecnología sistemática, basada en el enfoque

hacia el desarrollo de los procesos que permite al ingeniero ver un gran escenario

primero y los detalles después. Permite identificar los objetivos globales de

eficiencia antes de cualquier actividad de desarrollo y encontrar la estrategia óptima

para llevarlo a cabo. Estos objetivos pueden ser por ejemplo: minimización de

requerimientos energéticos, minimización de generación de residuales,

maximización de la eficiencia del proceso, entre otros (Dunn, 2000; El-Halwagi,

2000).


29

Algunas de las técnicas de integración de procesos que han sido implementadas

para llevar a cabo tareas de minimización de la contaminación son: (El-Halwagi,

2000; Dunn, 1997; Dunn, 2001; González, 2006; Espinosa, 2001)

- Diagrama fuente /sumidero: herramienta gráfica de fácil aplicación, que permite

determinar las oportunidades de reciclo mezclado e intersección dentro de un

proceso determinado. Unida a ella debe desarrollarse el diagrama de ruta del

elemento de análisis, con lo cual se podrá valorar la influencia del reciclo y

mezclado de las corrientes en el proceso.

- Redes de intercambio de masa (MEN). Este procedimiento, cuya aplicación se ha

extendido a la prevención de la contaminación, es una extensión del análisis Pinch

y las redes de intercambio de energía en transferencia de calor. La tarea de la MEN

es determinar el tipo, número, tamaño y unidades de interconexión que optimicen la

transferencia de masa.

- Redes de reacción (RN) Permiten identificar la factibilidad en un proceso de

sustituir los productos usados por productos químicos menos agresivos al medio;

permiten identificar tecnologías más limpias y evaluar la posibilidad de introducirla

en un proceso existente.

- Redes de intercambio de energía (HEN). Permiten identificar las posibilidades de

intercambio de energía entre los flujos con el objetivo de lograr una mejor

distribución de este recurso en las corrientes y reutilizarlo en el proceso. Permiten

identificar el número mínimo de unidades de intercambio de calor para lograr el

objetivo planteado.

Por lo general todas las herramientas que se utilizan para la prevención de la

contaminación incluyen segregación, mezcla y reciclo de flujos, intersección con

equipos de separación, cambios en las condiciones de diseño y operación de los

equipos, sustitución de materiales, así como cambios en la tecnología. De acuerdo a

los cambios que comprenden las mismas han sido clasificadas y ordenadas en

cuatro categorías (Noureldin M., 1999; Smith, 2005; Dunn, 2000):

1. Herramientas que implican cambios de bajo/ ningún costo. (Diagrama fuente-

sumidero).

2. Herramientas que implican cambios con nuevos equipos. (MEN, HEN, etc).

3. Herramientas que implican cambios con nuevos productos químicos (RN).

4. Herramientas que implican cambios de tecnología.


30

Atendiendo a las necesidades del caso de estudio, en el trabajo se considerará la

utilización de mezclas de residuales (sólidos y líquidos) de una producción en otra

a partir de la reconversión de una tecnología aprovechando los equipos instalados.

También se analizará la herramienta de integración que implica cambios de bajo

costo, como es el diagrama fuente sumidero en la planta de tableros con el objetivo

de reducir los vertimientos al medio ambiente y reutilizar el agua en el flujo de

producción.

1.3 Estrategias planteadas hacia la reconversión en la industria.

Según (Rudd, 1980, Smith, 2005, Ogawa, 2007), los principios metodológicos

para la consideración en el diseño de nuevas instalaciones se pueden resumir en

cuatro direcciones fundamentales: los cambios en la relación capacidad de

producción instalada y demanda de productos, el entorno, tanto económico como

ambiental, los parámetros tecnológicos y la disponibilidad de los equipos.

La consideración de estos aspectos ha sido abordada por diferentes autores,

destacándose: los resultados en el análisis de ampliación y reconstrucción de

fábricas de papel combinado, considerando los aspectos concernientes a la

incertidumbre (Gallardo, 1990); la sistematización de los procedimientos para

desarrollar instalaciones de la industria de procesos químicos partiendo de los

estudios de laboratorio (Villanueva, 1991; León, 1999); la consideración de la

incertidumbre tecnológica en los diseños de los sistemas de control de equipos de la

industria de procesos químicos (Peralta, 1993), así como, los incluidos para la

ejecución de los estudios de alternativas de desarrollo y perfeccionamiento de la

industria azucarera mediante el incremento de la producción de etanol (González,

1995).

En cuanto al desarrollo de procesos, se ha trabajado en, formulaciones de mezclas

de materias primas y condiciones de operación tecnológica en la producción de

cerámica técnica (Garcés, 1996), en la extracción de alcoholes de alto peso

molecular a partir de la cachaza y sus derivados (Vera, 2000), estrategia

investigativa para la tecnología de obtención de etanol y coproductos considerando

la vigilancia tecnológica de los procesos (Mesa, 2010) lo cual han permitido

optimizar esquemas y alternativas en la conducción de los procesos industriales

hacia la obtención de productos de alto valor agregado.


31

Se han abordado aspectos, utilizando modelos tecnológicos de etapas existentes

para la determinación matemática de capacidades óptimas de ampliación o creación

de nuevas instalaciones, a partir del incremento de capacidades industriales de

producciones existentes (Santos, 1997); así como una visión novedosa de la

consideración de la incertidumbre financiera combinando los estudios de demanda

de los productos, con los de disponibilidad de las materias primas (Oquendo, 2002)

y a la incertidumbre en los balances de masa y energía en una fábrica de azúcar,

analizando el impacto de esta consideración en el proceso previo inversionista

(Nápoles, 2004).

La disponibilidad de los equipos ha sido tratada hacia la optimización de la

disponibilidad y los valores inversionistas de los sistemas tecnológicos de la

industria de procesos químicos, mediante la consideración de la incertidumbre en la

fiabilidad de los equipos en la etapa del diseño de las instalaciones de la industria

química (Rosa, 1996). También (Pedraza, 1997) planteó aportes metodológicos

para la consideración y tratamiento de la incertidumbre, en los datos de diseño de

equipos de la industria de procesos químicos.

Más reciente, se han desarrollado estrategias metodológicas que analizan los

aspectos vinculados con la reconversión e integración de procesos como: la

planteada por (Catá, 2006) la cual considera la incertidumbre en los balances de

masa y energía en un complejo integrado, la integración de los procesos y la

fiabilidad de los equipos del sistema, sin considerar la incorporación de nuevas

producciones y el impacto en el proceso integrado. (Ley, 2006) aporta

contribuciones metodológicas y criterios para la asimilación y transferencia de

tecnologías con vistas a la producción de biocombustibles, partiendo de la

vigilancia tecnológica y de estudios previo inversionistas, pero no considera la

adaptación de las tecnologías en plantas instaladas con el objetivo de minimizar

costos inversionistas. (González, 2008a) plantea una metodología que permite

lograr una estabilización de la producción y considera la reconversión e inversión

para una misma producción, sin embargo no valora el desarrollo diversificado de

nuevas producciones a partir de las capacidades e instalaciones existentes. Además,

se ha trabajado en el desarrollo de una estrategia para las modificaciones de las

facilidades auxiliares y la rehabilitación continua de industrias de procesos en


32

explotación con vistas a la reconversión de la industria diversificada (De la Cruz,

2010).

La modelación matemática ha sido tratada hacia la intensificación, diseño, control y

análisis de procesos por varios autores. (O’Farril, 1997; 2004) propone la

modelación y control del proceso de alcohol y aguardiente, así como un modelo

matemático del proceso discontinuo de cocción de masas cocidas de primera.

(Arteaga, 2006) plantea la simulación, el diseño y análisis de un sistema para la

producción de H2 y electricidad empleando bioetanol; así como (Corsano, 2004)

hacia el diseño y optimización de la etapa de fermentación alcohólica. (Galbe,

1994a) enfocó los estudios de simulación en la producción de etanol de biomasa

maderable como una estrategia acertada hacia la intensificación de este tipo de

producciones. Más reciente, (Petrides, 2010) aborda la temática de la importancia

de trabajar la simulación de bioprocesos con un enfoque integrador hacia el

desarrollo de procesos.

Si bien la simulación de procesos se ha trabajado en cuanto al diseño, problemas

operacionales y estudios de reconversión en equipos y procesos específicos, los

estudios han carecido de enfoques integrados hacia el desarrollo de nuevos

productos y tecnologías partiendo de datos reales de plantas instaladas con la

utilización de la simulación modular secuencial.

En la actualidad, un enfoque integral de una nueva agroindustria azucarera o de una

nueva cadena productiva, requiere no sólo de ideas innovadoras, sino de la visión

para instrumentar nuevos modos de pensar y de hacer. De ahí, que sea necesario el

aprovechamiento de las capacidades e instalaciones existentes en la industria para

la reanimación y reconversión, disminuyendo costos inversionistas e incrementando

la disponibilidad de las plantas. Para la reconversión de la industria, se requiere

considerar estudios previos inversionistas para la asimilación de nuevas

tecnologías, así como las modificaciones necesarias y su impacto, partiendo de

modelos matemáticos que describan el comportamiento real con el objetivo de

viabilizar la adaptación y la toma de decisiones en plantas industriales.

Hasta el momento no se han reportado, estudios que involucren la reconversión en

una instalación industrial, ante la necesidad de incorporar nuevas producciones, que

considere la simulación de procesos, la fiabilidad y la disponibilidad de los equipos

existentes y la integración de los procesos en el sistema productivo. Precisamente,


33

el objetivo del trabajo va marcado en proponer una estrategia para la reconversión

de una industria, que permita lograr un aprovechamiento de las capacidades

instaladas y las posibilidades de emplear las instalaciones existentes, de forma

integrada en las nuevas producciones y tecnologías a adaptar para el desarrollo

diversificado.

1.4 Estrategia para la reconversión de una industria integrada ante la

incorporación de nuevas producciones.

La estrategia metodológica que se plantea para la reconversión de una industria

integrada, considera cinco aspectos modulares como son:

1. Estudios previo inversionistas de asimilación de nuevos productos y

tecnologías en los sistemas de instalaciones.

2. Modificación y reconversión en los procesos para la incorporación de los

nuevos productos y tecnologías.

3. Simulación de los procesos integrados a partir las modificaciones y

reconversiones.

4. Evaluación de la fiabilidad y disponibilidad de los sistemas de instalaciones

ante la reconversión.

5. Evaluación económica de la adaptación de los nuevos productos y


Para la ejecución de los aspectos estratégicos, se propone el diagrama heurístico

que se muestra en la figura 1.12.


34


35

Figura 1.12 Metodología para la reconversión en una industria de procesos.

La estrategia comienza con el diagnóstico en la planta. Se realiza un análisis

integral del proceso detectando los puntos débiles y la defectación de los equipos.

Se identifican si existen oportunidades y necesidades de nuevos productos y/o

tecnologías de producción, a partir de un estudio de mercado y de vigilancia

tecnológica. Si los estudios satisfacen, se realiza el estudio previo inversionista de

asimilación. Si se requieren otros equipos para la adaptación se pasa a la

adquisición de los nuevos equipos, sino se analiza la posibilidad de aprovechar las

capacidades y las instalaciones.

Para equipos que se encuentren operando se realiza un control de las variables

contra criterios de calidad de diseño. Se valora si son necesarios cambios

operacionales y se plantean modificaciones y reconversiones para la incorporación

de las nuevas tecnologías de producción siguiendo una estrategia experimental. Se

realiza un control de la calidad de los nuevos productos según las normas

establecidas. Si existen posibilidades se analiza la simulación de los procesos

integrados a partir de las modificaciones y reconversiones, partiendo de datos

experimentales y datos reales de fábrica siguiendo una estrategia de simulación.


36

Se evalúa la fiabilidad y disponibilidad de los equipos instalados, así como se

analiza la vida útil y económica de la instalación. Si los resultados son favorables se

decide a la reutilización de los equipos para las nuevas tecnologías de producción.

Se analizan las posibilidades de integración con otras plantas y se determina la

fiabilidad del sistema reconvertido e integrado. Finalmente, se procede a la

evaluación económica del impacto de las nuevas tecnologías de producción a partir

de la reconversión, y en dependencia de su factibilidad se llega a su adaptación o no

en las condiciones reales.

Conclusiones parciales.

1. La reconversión en una instalación permitirá incrementar la capacidad de la

planta, manteniendo la calidad del producto, disminuir el tiempo de retorno

de la inversión e incrementar la disponibilidad de la instalación.

2. La utilización de la biomasa bajo el concepto de biorrefinería permite la

integración de los procesos de conversión de la biomasa hacia la obtención

de energía y productos de alto valor agregado, con mínimos residuales e

impactos ambientales.

3. Si el pretratamiento ácido diluido de la biomasa se realiza a elevadas

temperaturas se logran buenos rendimientos en glucosa y mayores

descomposiciones de los azúcares procedentes de la hemicelulosa,

generando compuestos como el furfural.

4. Para la hidrólisis ácida de la biomasa se debe encontrar las condiciones que

favorezcan las reacciones de formación de pentosas y furfural, al mismo

tiempo que se limite al máximo la reacción de descomposición del furfural.

5. La estrategia propuesta para la reconversión de una industria, permitirá

lograr un aprovechamiento de las capacidades instaladas y las posibilidades

de emplear las instalaciones existentes, de forma integrada en las nuevas

producciones y tecnologías a adaptar para el desarrollo diversificado.



37



2.1 Introducción al caso de estudio.

La provincia de La Tunas fue nombrada en la década del 80 como la capital de los

derivados de la industria azucarera en Cuba, producto de la instalación de varias

plantas, como fueron: plantas de etanol, ron, torula, cera cruda, cera refinada,

furfural, tableros de partículas y de fibras, a partir de miel, cachaza y bagazo de la

caña de azúcar, respectivamente (Gálvez, 1988). Actualmente, se encuentran en

operación con inestabilidad en sus producciones y trabajando por debajo de sus

capacidades instaladas, exclusivamente las plantas de etanol, ron y de tableros de

partículas. Se encuentran paralizadas el resto de las plantas de derivados con el

equipamiento instalado, sin utilización ni aprovechamiento del capital invertido en

estas instalaciones.

El caso de estudio es la Empresa Azucarera Amancio Rodríguez de la provincia de

las Tunas. La empresa cuenta en su estructura empresarial con el ingenio azucarero,

unidades de cooperativas de abastecimiento de caña y diferentes plantas de

derivados, entre las que se encuentran: la planta de producción de etanol a partir de

mieles, la planta de tableros de fibras y la planta de furfural a partir de bagazo, así

como una planta de resina furánica.

De las plantas de derivados instaladas, se encuentra solamente en operación la

planta de etanol y paralizadas las plantas de furfural y tableros a partir de bagazo.

En la figura 2.1 se muestra el esquema general de producción de la empresa

azucarera según la capacidad.

La capacidad instalada del ingenio de 6818,18 t/d (600000 @/d) de caña de azúcar,

fue diseñada para satisfacer las materias primas de plantas de derivados. El bagazo

utilizado para producción era de 54 t/d y 120 t/d para las producciones de tableros y

furfural respectivamente y para cogeneración. Los principales productos eran: 938



38

t/d de azúcar, electricidad, para una potencia instalada de 8 MW, 600 hL/d de

etanol a partir de miel, 3 t/d de furfural y 30 m3/d de tableros de fibras.

Figura 2.1 Diagrama de procesos de la empresa azucarera Amancio Rodríguez de

la provincia de Las Tunas según la capacidad instalada.

La planta de furfural es la única de su tipo en Cuba; fue instalada para una

capacidad de 1000 t/a a partir de la tecnología de hidrólisis ácida del bagazo,

recuperación del condensado de furfural y destilación para obtener furfural al 94%

(Colectivo, 1995). Esta producción fue concebida para satisfacer, además de la

demanda nacional y la exportación, la obtención conjunta de alcohol furfurílico en

la planta ubicada en Florida en la provincia de Camagüey, con una capacidad de

5000 t/a de alcohol furfurílico.

La planta de tableros de fibras de bagazo, fue construida en el 1956 con una

capacidad de producción de 7000 m3/a con una tecnología de producción húmedo-

seca, produciendo tableros como: el tablero perforado, rayado, pintado, liso y las

combinaciones de estos. En la década del 80 y 90, se realizaron trabajos de

modernización en el área de preparación de la fibra con la instalación de un

refinador y en la búsqueda de alternativas al problema energético hacia el cambio

de la tecnología del proceso húmedo-seco al proceso húmedo (Colectivo, 1998).

Desde el 1990 y 1996, las plantas de tableros y furfural se encuentran paralizadas.

La situación económica del país en ese momento y la disminución del precio del



39

azúcar en el mercado provocó una disminución de materia prima, caña de azúcar y

bagazo. Además se incrementaron los consumos y precio de los portadores

energéticos provocado por problemas de ineficiencia tecnológica y operacional. No

existió un mercado estable de furfural para la capacidad instalada, es decir, elevada

oferta y poca demanda; así como, se presentaron dificultades operacionales en el

proceso tecnológico, principalmente en la etapa de hidrólisis del bagazo.

2.2 Diagnóstico en las plantas de derivados.

El diagnóstico en las plantas se desarrolló para la determinación de los puntos

débiles y la defectación de los equipos. Para el mismo se conformó un grupo

multidisciplinario de especialistas e ingenieros de la producción, técnicos y

operadores de las plantas y del departamento de derivados de la provincia y

especialistas de las universidades.

Planta de furfural.

En la planta de furfural el flujo productivo consta de las siguientes etapas: la etapa

de preparación de la materia prima, hidrólisis ácida del bagazo, condensación y

enfriamiento del condensado de furfural y destilación del furfural. En la figura 2.2

se describe el diagrama de proceso con las variables y parámetros fundamentales,

según reportes de fábrica (Villar, 1986; Colectivo, 1995).

Figura 2.2 Diagrama del proceso de producción de furfural.

Furfural 94 %

Bagazo 50 % humedad: 120 t/d Celulosa: 35-50 % peso Hemicelulosa: 22-23 % peso Lignina: 15-22 % peso Ceniza: 1.3-1.5 % peso

Hidrólisis ácida Treactor: (170-200)

0C

treacción(tr): 120 min ttotal: 180 min

Condensación (106-108 oC)

Enfriamiento (40-60 oC)

Destilación Rectificación

Vapor: 5.4 t/h Tv: 220 0C

Sólido residual 55-60 % humedad Xilano: 2 % peso Celulosa: 6.2 % peso Lignina: 30-34 % peso Ceniza: 9 % peso

Condensado furfural (3-4) % peso furfural

1,25 % peso HAc 0,1 % peso metanol resto H2O

Vapor: 8,16 t/h

Tv: 180 0C

Decantación

Resina furánica

H2SO4: 3 % m/v Relación Sólido-Líquido R(S/L): e/ (1/3-1/4)



40

Puntos débiles y defectación de equipos en la planta de furfural.

- Los equipos de hidrólisis ácida o digestores presentan problemas en el cierre de la

tapa superior, por juntas deterioradas y corrosión exterior. La tapa inferior tiene

elementos metálicos con desgastes por fricción en los dientes de cierre. Existe

deficiencia en los cilindros hidráulicos y mal acomodamiento del cierre de la tapa

por desgaste del sello o empaquetadura.

En la tabla 2.1 se resumen los principales puntos débiles encontrados, las causas y

las medidas operacionales propuestas por el grupo de expertos.

Tabla 2.1 Resumen de los principales puntos débiles en la planta de furfural.

Puntos débiles Causas Medidas

Hidrólisis:

-Disminución de la

concentración del

furfural en el

condensado.

- Interrupción en el

régimen de impregnación

de la materia prima con la

solución ácida.

- El humedecimiento no

corresponde al régimen.

-Revisar la concentración

del ácido que se

suministra para el

humedecimiento.

- Chequear válvulas.

-Elevación de la presión

del vapor a la salida.

(>1 atm)

-Tupición en la línea de

salida de los vapores o la

entrada a la trampa o del

filtro

- Mal estado de las válvulas

de bloques.

- Detener la hidrólisis,

limpiar filtro, trampas o

cambiar válvulas.

-Crecimiento rápido de

residuales en el equipo.

-Ejecución de la hidrólisis

en la fase de vapor (se

quema).

Tratamiento químico con

sosa cáustica y limpieza

mecánica con martillos

neumáticos.

Condensación y

enfriamiento:

-Elevación de la presión

de vapor en el reactor.

-Suciedad en la superficie

de intercambio de calor.

- Cierre o roturas en las

válvulas de salida de

furfural.

-Limpieza química de

intercambiadores.

-Reparación o cambio de

válvulas de salida.

-Salideros de vapor en

el colector de

condensado

- Insuficiente enfriamiento

del condensado. Suciedad

en la superficie de

intercambio.

-Detener el

intercambiador y realizar

limpieza. Utilizar

intercambiador de reserva.

Aumentar flujo de agua

fría.

Destilación y

rectificación:

-Disminución del flujo

de alimentación a la

columna.

- Sistema de bombeo y

válvulas en mal estado.

Tupición en las tuberías.

- Mal estado del medidor

de flujo de alimentación.

-Parar la columna y

realizar limpieza y

reparaciones en válvulas,

bombas y tuberías.

Elevación de la presión -Columna inundada. -Parar la columna.



41

en la parte inferior de la

columna e incrementa el

nivel en la parte

superior.

Aumento del flujo de

alimentación.

Disminuir el flujo de

alimentación.

-Inestabilidad de la

presión en la parte

superior de la columna.

-Los platos no

hermetizados hacen que

caiga el líquido o se origine

un golpe. Mal estado de la

válvula.

Parar la columna y

chequear los platos.

Chequear o eliminar

válvula.

- Los extractores de polvo acoplados para el descargue del sólido residual

(celolignina) no funcionan. No existe una correcta protección e higiene del trabajo

en cumplimiento con las normas de seguridad del producto principal y los

residuales que se manipulan, según NC 19-01-59:87.

- Los elevados tiempos de reacción en la hidrólisis hacia mayores conversiones de

formación de furfural obtienen un sólido residual con bajos por cientos de celulosa

y xilano y altos por cientos de cenizas, para un agotamiento casi total de sus

componentes. (Figura 2.2) Este residual no tiene utilización y sus volúmenes de

vertimiento al medio ambiente se encuentran en el orden de 20 t/d de sólido

(Colectivo, 1995). Resulta necesario buscar alternativas para la utilización del

sólido residual para la reanimación de la planta de furfural.

De la defectación en la planta de furfural se tiene que:

-Existen los principales equipos, digestores, intercambiadores de calor y columnas

de destilación de furfural. La mayoría de los equipos se encuentran conservados,

dado los materiales de construcción de los mismos (acero inoxidable). Las fichas

técnicas de los equipos instalados se reportan en el Anexo 3.

-Existe déficit de accesorios por ejemplo, en los conductores de bagazo, tablillas,

juntas, aislantes, breakers, correas, cadenas, válvulas y en los sistemas de

instrumentación y control. Faltan equipos auxiliares, como bombas, motores

eléctricos, así como los sistemas de iluminación.

En la tabla 2.2 se muestra el costo por área de trabajo como resultado de la

defectación de equipos y sistemas auxiliares. En el Anexo 3.1 se muestra el listado

de accesorios y equipos auxiliares por áreas en la planta de furfural.



42

Tabla 2.2 Costo de equipos por área de trabajo en la planta de furfural.

Costo por área de trabajo

Costo total

(CUC)

Área del rompe bulto 3937,37

Área de alimentación de bagazo 3614,79

Área de los digestores 51315,68

Sistemas eléctricos de hidrólisis 5339,80

Instrumentación en la hidrólisis 1953,00

Área de destilación 54408,06

Sistemas eléctricos de destilación 7106,57

Instrumentación en la destilación 3681,09

Laboratorio químico de furfural 11270,74

142627,11

Planta de tableros de fibras.

En la planta de tableros de fibras el proceso se basa en la tecnología húmedo-seco y

consta de las siguientes etapas: digestión, maceración, refinación, formación del

tablero, preprensa, secadero continuo, prensa de vapor, corte y almacenamiento de

los tableros. En la figura 2.3 se describe el proceso tecnológico de producción de

tableros de fibras a partir de bagazo.

Figura 2.3 Diagrama de procesos de la planta de tableros de fibras.

Puntos débiles y defectación de equipos en la planta de tableros.

- La mayoría de los equipos son móviles por lo que el mantenimiento preventivo y

sistemático resulta necesario para el buen funcionamiento del proceso tecnológico.

- El refinador se encuentra sobre diseñado y se requiere adecuar la velocidad en

rpm cada vez que disminuye la producción. Existe desgaste en los dientes de las

galletas por tiempo de explotación.

6% humedad

8% humedad

30% humedad

Al2(SO4)3: 15 kg/m3tablero

CuSO4:4 kg/m3tablero

Parafina: 10 kg/m3tablero

Agua, R (S/L): 1/5 Vapor, Pv: 9-12 atm

Rompe

pacas Digestión tr: 8-10 min

Maceración Refinación

Sierra de corte

Prensa de vapor

Secadero continuo

Formación

Preprensa

Bagazo 50%

humedad 54 t/d

Vapor: 15 t/h, Tv:180-200

0C

Vapor: 2,5 t/h, Tv:180-200

0C

Aire Aire Tableros 30 m

3/d



43

- En la máquina formadora existen problemas con el flujo de alimentación, se

requiere que sea constante, así como la presión. Esta situación, provoca derrame

por los sellos y ocurre el embotellamiento de equipo por exceso de formación de

colchón, provocando que se rompa el tablero.

- Existe inestabilidad del variador de velocidad en el conjunto de motores de la

formadora y pre-prensa húmeda, lo cual provoca mala sincronización en la prensa y

en la formadora provocando rotura en el colchón. Se puede colocar una transmisión

única para la formadora y la prensa húmeda con un mismo motor y variador de

velocidad para ajustar las velocidades trabajo. Esto traería consigo, un ahorro con 4

motores y el costo de mantenimiento de los mismos; además garantizaría una buena

sincronización de los equipos, buena estabilidad del proceso y una mejora en las

condiciones de trabajo del operario.

- En la preprensa húmeda existen problemas en el sistema neumático para la

estabilidad de las presiones. Se recomienda cambiar el sistema neumático por uno

mecánico para un mejor control operacional.

- El secadero continuo es un equipo alto consumidor de vapor y se encuentra en mal

estado, obsoleto y en fase de deterioro total, por lo que se propone eliminarlo

completamente del flujo tecnológico y adaptar el proceso a la tecnología en

húmedo. Esta propuesta de adaptación se analizará posteriormente en el desarrollo

del trabajo.

- En la planta existen los principales equipos del proceso tecnológico como son:

digestores, tanques de maceración, refinadores, máquina formadora, preprensa

húmeda, prensa de vapor y sierras de corte. Las fichas técnicas de los equipos

instalados se encuentran en el Anexo 4. Faltan la mayoría de los equipos auxiliares,

como bombas, motores eléctricos, sistemas de instrumentación y control del

proceso. En la tabla 2.3 se resumen los costos por área de trabajo según la

defectación realizada (Anexo 5).

Tabla 2.3 Costo de equipos por área de trabajo en la planta de tableros.

Costo por área de trabajo

Costo total

(CUC)

Área de preparación de la materia prima 14649,65

Área de maceración, refinación y formación 21991,27

Área de corte y transportación del tablero 1929,48

Área de prensado y corte del tablero 128678,35

167248,75



44

- Los consumos de agua del proceso son elevados en el orden de 100 m3/m

3 de

tableros producido (Colectivo, 1995). No existe un sistema de tratamiento de agua,

ni una recirculación de la misma en el proceso. Por lo que resulta importante

analizar este aspecto para la reanimación de la planta.

2.2.1 Limitaciones en materias primas y energía.

En esta empresa, desde hace varios años, la disponibilidad de caña de azúcar se ha

visto limitada debido a la situación económica del territorio, en cuanto a siembra y

distribución por los centros de acopio, lo cual ha llevado a una disminución de la

capacidad de producción por debajo de 5113,64 t/d (450000 @/d) (Informe, 2009).

En los últimos años se ha observado un crecimiento paulatino de la capacidad de

producción llegando a 5852,27 t/d (515000 @/d) (Informe, 2012).

El esquema termoenergético consta de los siguientes equipos de generación de

vapor, según la tabla 2.4 y de 2 turbogeneradores de potencia nominal de 4 MW.

Condiciones operacionales: Temperatura del vapor directo: 320 0C, Temperatura

del vapor de escape: 220 0C, Temperatura a la salida del atemperador: 115

0C

Tabla 2.4 Sistema de generación de vapor instalado.

Tipo de Caldera Combustible Cantidad Capacidad

RETO Bagazo 2 35 t/h

RETAL Bagazo 2 55 t/h

RETO Petróleo 1 25 t/h

Como resultado del diagnóstico se detectó que existen problemas de aislamiento en

el sistema de tuberías de vapor en todo el complejo azucarero, siendo más crítico

las tuberías que suministran vapor a la destilería de etanol y al área de destilación

de furfural. La distancia del central a estos puntos es de 500 m aproximadamente,

por lo que resulta importante mantener un correcto sistema de aislamiento para

eliminar pérdidas de vapor.

- Existen deficiencias operacionales en las calderas de vapor y en los

turbogeneradores, para un 62 % de eficiencia de generación, un déficit de bagazo

en el orden de -31.18 t/h y un elevado consumo de vapor real con relación al teórico

(18,25 kg/kW por 8,894 kg/kW) según datos reportados del diagnóstico

termoenergético por (De la Cruz, 2010).

Se requiere disponer de bagazo sobrante, vapor y electricidad para la integración de

la fábrica de azúcar con las plantas de derivados. Es por ello que se requiere

plantear soluciones de mejoras hacia la reanimación de las plantas.



45

2.3 Oportunidades para la reanimación y reconversión de las plantas.

Ante el nuevo escenario energético mundial y el desarrollo de los biocombustibles a

partir de las fuentes de biomasa, resulta importante el contexto de biorrefinerías.

Las mismas se basan en la integración de los procesos de conversión de la biomasa

en la obtención de energía y productos de alto valor agregado, con mínimos

residuales e impactos ambientales (Kaylen, 2000; Wyman, 2005a; Caye, 2008;

Demirbas, 2010).

La biomasa cañera es un subproducto con elevadas potencialidades de desarrollo

dado los volúmenes que se obtienen y a la composición de celulosa, hemicelulosa,

lignina y otros componentes que generan productos de alto valor agregado.

(Gálvez, 2000; Hernández, 2005).

Precisamente, la industria azucarera constituye una de las industrias con mayores

posibilidades de reconversión o reordenamiento de sus instalaciones para la

producción de biocombustibles en el contexto de biorrefinería (Morales, 2011). Por

tanto, el desarrollo diversificado de la misma bajo esta concepción resulta

imprescindible hacia el aprovechamiento de residuales y la reducción del impacto

ambiental.

Figura 2.4 Potencialidades de la biomasa cañera en el contexto de biorrefinería.

En la planta de furfural se tiene como primera etapa, la hidrólisis ácida del bagazo

hacia la formación de furfural.

La hidrólisis ácida del bagazo constituye una etapa de pretratamiento de la biomasa

hacia la obtención de etanol de segunda generación (Hsu, 1996; Sun&Cheng,

2002; Larsson, 1999; Lenihan, 2010). Estudios reportados por (Singh, 1984)

demuestran la integración del pretratamiento ácido hacia la obtención de xilosa,

furfural y glucosa del bagazo utilizando dos etapas ácidas de pretratamiento. Más

reciente, (Mesa, 2010) analizó el fraccionamiento de la biomasa utilizando una

etapa ácida y básica de pretratamiento, así como un estudio preliminar del

fraccionamiento hacia la obtención de xilosa y furfural en un reactor piloto.

Si se consideran estos aspectos, resulta oportuno analizar la etapa de hidrólisis

Biomasa caňera Biorrefinería

Energía, electricidad, etanol, biogás,

biodiesel, furfural, tableros, xilitol,

lignina, polímeros y otros productos



46

ácida del bagazo hacia la obtención de productos de alto valor agregado como se

muestra en la figura 2.5, teniendo en cuenta condiciones, variables y parámetros

operacionales.

Figura 2.5 Etapa de hidrólisis ácida hacia la obtención de productos.

Para el caso de la obtención de etanol a partir de bagazo, el pretratamiento de la

biomasa lleva además, una hidrólisis enzimática para la degradación de azúcares

seguido de una etapa de fermentación y destilación, como se muestra en la figura

2.6.

Figura 2.6 Diagrama del proceso de obtención de etanol a partir de bagazo.

La etapa ácida ha sido evaluada a diferentes condiciones de trabajo como se reporta

en la tabla 2.5.

Tabla 2.5 Condiciones experimentales evaluadas en la hidrólisis ácida.

Condiciones Resultados obtenidos

2 % de H2SO4, 122 0C, 24,1 min

(Aguilar et al, 2002)

Xilosa: 21,6 g/L, Gluc: 3,00 g/L,

Furfural:0,52 g/L

1.25 % de H2SO4, 121 0C, 2 min

(Cheng et al.,2008)

Xilosa: 17,1 g/L, Gluc: 7,2 g/L,

Furfural:1,40 g/L

3 % v/v de H2SO4, 1200C, 40 min,

R S/L(1-4) (Mesa, 2010a)

Xilosa: 49,74 g/L, Gluc: 3,76 g/L

Furfural:1,54 g/L

Hidrólisis

ácida Bagazo

Variables, parámetros

Condiciones

Furfural

Lignina

Xilosa

Glucosa

Etanol



47

1 % HAc 1ra etapa 2200C, R S/L(1-15), 160

min; 1 % H2SO4 2da etapa 220 0C, R S/L(1-

15), 160 min (Singh, 1984)

Xilosa: 28 g/100 g

Gluc: 61,3 g/100 g

1 % H2SO4 175-185 0C, 25 min R S/L(1-1)

(Mesa, 2010) Reactor Piloto

Xilosa:11,68 g/100 g

Furfural: 16,44 g/100 g

(Mesa, 2010b) además de evaluar la influencia del ácido sulfúrico, obtuvo

condiciones favorables para la hidrólisis enzimática, para una carga enzimática de

30 UPF/g de sustrato pretratado y 10 % masa de sólido/volumen de solución. Al

utilizar una etapa de pretratamiento inicial, se obtuvo una concentración de glucosa

en el hidrolizado por la hidrólisis enzimática del sólido insoluble en agua de 13,68

g/L y rendimiento de glucosa de 16,48 (g de glucosa /100 g de bagazo inicial).

(Mesa, 2010) al evaluar la fermentación del licor hidrolizado obtuvo una

concentración de etanol para el sustrato pretratado A (primera etapa: furfural) de

23,47 g/L, equivalente a un rendimiento de fermentación del 81,57 % en base al

valor teórico. Para el sustrato B (primera etapa: xilosa), la concentración de etanol

fue de 21,22 g/L correspondiente al 79,35 % de rendimiento. Para cada caso, A y

B, se necesitarían 5,01 y 5,03 kg de bagazo para obtener 1 litro de etanol,

respectivamente, considerando solamente la fracción glucano.

(Linde, 2008) demostraron un rendimiento de etanol mayor (82 % del teórico) en la

sacarificación y fermentación separada de paja de trigo explosionada después de

120 horas, correspondiendo a 15,5 g/L de etanol. Las condiciones a las que se

realizó el estudio fueron 5 % de concentración de sólidos y 20 UPF/g de sustrato.

En las tecnologías de obtención de etanol a partir de residuos lignocelulósicos, los

costos de materias primas dependen esencialmente de dos componentes: el costo de

las enzimas celulolíticas 59,42 % y el costo del bagazo, para un 15,73 % con

respecto al costo total de las materias primas. (Mesa, 2009) en la figura 2.7 llega a

una distribución porcentual de costos de adquisición de los equipos en una planta

de etanol, siendo importante la etapa de hidrólisis enzimática seguido de la

fermentación y destilación.

Las perspectivas de desarrollo de esta tecnología se enuncian a la disminución de

los costos de producción. El principal fabricante brasileño de equipos de azúcar y

biocombustibles Dedini SA., anunció en mayo 2007 un medio para producir etanol

celulósico a partir del bagazo en escala industrial por debajo de 0,41 USD/L de

gasolina sobre una base equivalente (Marco, 2011). Otro camino competitivo para



48

el etanol lignocelulósico es hacia concepción de biorrefinería (Kaylen, 2000; Caye,

2008; Demirbas, 2010).

Los investigadores estiman los costos de producción de etanol a partir de la

hidrólisis de la biomasa celulósica de 0,63 USD/L en los siguientes 5-8 años, 0,37

USD/L en los 8-12 años y 0,25 USD/L en los 12-20 años (Marco, 2011).

Figura 2.7 Distribución de los costos de adquisición de los equipos (Mesa, 2009).

Una forma de adaptación de esta tecnología, es incorporando la etapa de hidrólisis

enzimática en un central azucarero con una planta de etanol tradicional de manera

que se puedan utilizar los equipos de fermentación y destilación, logrando

disminuir los costos de inversión.

En cuanto a la obtención de furfural, sus aplicaciones en la actualidad apuntan a su

utilización como fungicida, nematicidas, disolvente selectivo en el refinado de

aceites lubricantes (Internacional Furan Chemicals B.V, 2006). Su salida

principal es como materia prima química para la producción de alcohol furfurílico y

para otros cinco miembros que contienen oxígeno, es decir, heterociclos furano,

metilfurano, acetilfurano, furfurilamina y ácido furoico (Kaylen, 2000).

En la actualidad, el precio del furfural en el mercado internacional está sujeto a

variaciones que están determinadas por la monopolización de esta producción y del

alcohol furfurílico, lo que les permite a los productores variar los precios de

acuerdo a sus intereses, oscilando entre 800 y 2000 USD/t (Quiminet, 2012).

En este sentido, para el grupo empresarial azucarero no resulta recomendable

incrementar más la producción de furfural ya que, aún teniendo varios usos y

aplicaciones, la demanda del producto no resulta alta, dado que, al ser un principio

activo y con alta pureza, generalmente se utiliza en pequeñas concentraciones.

Entre los mercados cubanos se destacan, la utilización como solvente en la



49

refinación del petróleo, nematicidas, alcohol furfurílico, productos inhibidores

desarrollados por el ICIDCA y vitrofural (Centro de Bioactivos Químicos).

Por otra parte, los proyectos mundiales de líneas de tableros de algunos productores

han abogado por dejar de utilizar los secaderos y pasar a los paneles directamente

de la máquina formadora a la prensa (Lundgren, 1999; Saldise, 2001;

Siempelkamp, 2010).

En Cuba se producen tres tipos de tableros en estos momentos, tableros de fibras,

de partículas y los de bagazo-cemento ubicado en Procuba Cienfuegos con gran

aceptación y utilización en la fabricación de viviendas de bajo costo. La producción

más estable ha sido la de tableros de partículas producido en diferentes lugares del

país. Mientras que Jesús Menéndez (Henetec) en la provincia de Matanzas, ha

asumido toda la producción de tableros de fibras (Fernández, 2000).

La producción nacional de tableros de fibras es insuficiente para abastecer el

mercado interno. Los mayores consumidores nacionales son la Unión del Mueble,

el MINED y el Grupo Azucarero AZCUBA. Las oportunidades de reanimación de

la producción de tableros en la empresa bajo estudio responden a necesidades de

intensificación de esta industria de paneles aglomerados.

Dado las potencialidades de desarrollo de los productos obtenidos a partir del

fraccionamiento de la biomasa y las instalaciones existentes en la empresa

azucarera objeto de estudio, se propone la integración de las producciones con la

incorporación de la tecnología de obtención de etanol a partir de bagazo a partir de

reconversiones en las plantas de furfural, tableros y etanol como se muestra en la

figura 2.8.



50

Figura 2.8 Diagrama del proceso con las propuestas de reconversión.

La propuesta de reconversión centra el análisis en la etapa de hidrólisis ácida del

bagazo hacia la obtención de furfural y el aprovechamiento del sólido residual en la

etapa de hidrólisis enzimática con la obtención de un licor hidrolizado rico en

azúcares fermentables a incorporar en la etapa de fermentación.

Al encontrarse, la planta de etanol trabajando por debajo de sus capacidades de

producción, debido a la disminución de disponibilidad de miel, la incorporación del

licor hidrolizado brindará un sustrato azucarado al proceso, lo cual favorecerá en un

menor consumo de miel y agua, y una reducción de miel por concepto de compra

en tiempo de no zafra. Además, la utilización de los equipos instalados en las

plantas de furfural y etanol, permitirá disminuir costos de inversión en la

adaptación de tecnología de obtención de etanol a partir de bagazo. También, para

el territorio es de interés el etanol para la exportación por la cercanía al Puerto de

Guayabal y para su uso en la industria ronera, y permitirá la adaptación de la

industria azucarera cubana en una biorrefinería.

El sólido residual de la hidrólisis enzimática se incorporaría a la etapa de

maceración de la producción de tableros, disminuyendo la carga ambiental en el

proceso.

Para la reanimación y reconversión de la planta de tableros se requiere la

adaptación hacia la tecnología de prensado vía húmeda, con la utilización de la



51

prensa de vapor discontinua instalada en la planta. Para ello se requiere, analizar el

cálculo de ingeniería inversa para la determinación de la nueva capacidad de

producción de tableros para esta propuesta.

Precisamente, la reanimación y reconversión de estas plantas hacia el rescate de

nuevas producciones con la utilización del equipamiento existente y las capacidades

instaladas, permitirán una sostenibilidad en el mercado con productos líderes como

el azúcar, el etanol, el furfural, tableros y una recuperación financiera de la

empresa.

2.4 Estudios previo inversionistas para la reanimación y reconversión en las

plantas.

Según la estrategia, los estudios previo inversionistas se realizan considerando el

análisis económico de las plantas por separado. Es importante aclarar, que la

estrategia de reconversión propuesta plantea la evaluación económica de las plantas

integradas como etapa final con el impacto de la reanimación y reconversión, la

misma se analiza en epígrafes posteriores.

Planta de furfural.

Para ello se realizaron estudios preliminares en condiciones piloto en un reactor de

10 L instalado en la planta de furfural utilizando menor tiempo de reacción en la

hidrólisis ácida y temperaturas entre 175-185 0C. Para ello se tuvieron en

consideración, las condiciones de hidrólisis obtenidas por (Mesa, 2010) hacia la

formación de glucosa y xilosa para temperaturas de 120-130 0C.

En la tabla 2.6 se resumen los resultados obtenidos de la evaluación en el reactor.

Se obtuvo un 2 % de furfural en el condensado recuperado para el experimento 3

(Morales, 2011a) Los experimentos 1 y 2 van dirigidos a la obtención de glucosa y

xilosa, y el experimento 3 a la formación de xilosa y furfural. Los por cientos reales

recuperados de xilosa son menores para el experimento 3, a mayores temperaturas

de trabajo, menor por ciento de ácido y menor relación sólido-líquido, por lo que la

conversión se ve favorecida a la formación de furfural. Los estudios experimentales

futuros deben ir hacia la región que favorezca las condiciones de formación de

glucosa, xilosa y furfural.



52

Tabla 2.6 Resumen promedio de los resultados obtenidos para la xilosa.

Figura 2.9 Condiciones seleccionadas para los estudios previos de la propuesta de

reconversión en la etapa de hidrólisis ácida (Morales, 2010a; Mesa, 2010).

Se consideran los resultados del diagnóstico realizado en la planta de furfural y se

determinan los balances de masa y energía en el proceso en dependencia de la

disponibilidad de la materia prima utilizando una hoja de cálculo en Excel. Se

analiza primeramente utilizando la máxima capacidad de producción, donde una

digestión equivale a la utilización de los 3 digestores instalados en la planta de

furfural. En cada digestor se alimentan, 4 t de bagazo con 50% fibra. Se obtiene, 1 t

de furfural por cada 40 t de bagazo, según reportes de fábrica, lo que representa,

para las condiciones, 144 t/d de bagazo.

Costo equipos en la planta de furfural: 142627,11 CUC

Costo de inversión: 460317,49 CUC

En la figura 2.10 se muestra la sensibilidad de los resultados obtenidos de

producción de furfural en relación a la disponibilidad de materia prima bagazo y en

No

Temp Tiempo

min

% de

Ácido

S/L Tipo Reactor % Real

Recuperado

Xilosa Final

g/L

1 120-130 40 4 4/1 Laboratorio 72,89 6,75

2 120-130 40 4 4/1 Piloto 42,51 7,63

3 175-185 25 1 1/1 Piloto 4,52 12,55

H2SO4: 1 % m/v Relación Sólido-Líquido R(S/L): e/ (1/1)

Solido residual Xilano: 15,38 % Celulosa: 48,18 % Lignina: 22%

Condensado furfural 2 %peso furfural resto H2O

Bagazo 50 % humedad: Celulosa: 35-50 % peso Hemicelulosa: 22-23 %peso Lignina: 15-22 %peso Ceniza: 1,3-1,5 % peso

Hidrólisis ácida Treactor: (180)

0C

treacción(tr): 25 min

Condensación (106-108 oC)

Enfriamiento (40-60 oC)

Destilación Rectificación

Vapor Tv: 175-185 0C

Sólido residual 55-60 % humedad Xilano: 4,52 % peso Celulosa: 41 % peso Lignina: 14,3 %peso Ceniza: 2,5 % peso

Vapor Tv: 180

0C

Decantación

Furfural 94 % Resina furánica

Hidrólisis enzimática

Glucosa: 13,68 g/L Rendimiento: 16,48 % (ggluc/100gbs)

Fermentación Concentración etanol:

23,47 g/L



53

la figura 2.11 los resultados de los indicadores dinámicos de factibilidad para la

consideración de la propuesta en función de la producción de furfural y

disponibilidad de materia prima (Morales, 2011a). Los puntos tabulados en la

figura 2.11 corresponden a los puntos donde la ganancia comienza a ser positiva

coincidiendo con los flujos analizados en la figura 2.10.

Se obtienen resultados económicos preliminares favorables a partir del punto 6

(figura 2.10 y 2.11) en dependencia de la disponibilidad de bagazo y la producción

de furfural. Por lo que existen posibilidades para la reanimación de la planta de

furfural con la reconversión.

Figura 2.10 Sensibilidad de la producción de furfural con incrementos del flujo de

bagazo.

Figura 2.11 Sensibilidad de los indicadores dinámicos para la producción de

furfural a partir de la reanimación y reconversión.

0

5000

10000

15000

20000

25000

30000

0

100

200

300

400

500

600

700

800

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

Bagazo

Furfural

Furfural t/a Bagazo t/a

0

1

2

3

4

5

6

0%

20%

40%

60%

80%

100%

120%

140%

1 2 3 4 5 6

PRDTIR

(5) (6) ((7) (8) ( (9) (10)



54

Planta de tableros.

La propuesta consiste en eliminar el secadero de túnel y utilizar la prensa de vapor

discontinua. Por tanto, la prensa de vapor es la que define la nueva capacidad de

producción, para ello se realizan los cálculos considerando ingeniería inversa.

Cálculo del ciclo de prensado.

Suponiendo:

d

ciclos

d

turno

turno

h

h

ciclo

ciclo

96

1

3

1

8

1

4

1

min15

d

m

tablerociclo

tableros 33 6,14

1

m00951,0

1

16

Capacidad nueva:

aa

d

d

33 m21,4382300m6,14

La capacidad nueva según la propuesta, representa el 62 % de la capacidad

instalada (7000 m3/a). En la figura 2.12 se muestra el diagrama del proceso para la

nueva capacidad de producción y en la tabla 2.7 los flujos de agua de entrada y

salida de las corrientes en las etapas del proceso. En el Anexo 6 se describen los

cálculos de los balances de masa y energía.

Figura 2.12 Diagrama para la propuesta de reconversión en la planta de tableros.

30 % humedad

Al2(SO4)3: 15 kg/m3tablero

CuSO4:4 kg/m3tablero

Parafina: 10 kg/m3tablero

Agua, R (S/L): 1/5 Vapor, Pv: 9-12 atm

Rompe

pacas Digestión tr: 8-10 min

Maceración Refinación

Sierra de corte

Formación

Preprensa

Bagazo 50%

humedad 34 t/d

Vapor: Tv: 180-200

0C

Aire

Tableros 14,6 m

3/d

6 % humedad Prensa de

vapor

Prensa de

vapor

Tablero 30 % humedad

Tablero 6 % humedad



55

Tabla 2.7 Flujos de agua de entrada y salida en las etapas del proceso.

Etapas/ Flujo de H2O Entrada (m3/d) Salida (m

3/d)

Maceración 194,3

Machín 0,42

Formación 1143,7 1352,8

Prensa 5,0

En la tabla 2.8 se muestran los estudios económicos preliminares al considerar los

resultados del diagnóstico y la defectación en la planta de tableros a partir de la

propuesta de reconversión. Los resultados económicos son favorables para la

reanimación de la planta de tableros si se considera el precio de venta de 360

USD/m3

de tableros.

Tabla 2.8 Resumen de los resultados económicos en la planta de tableros.

Indicadores Costos

Costo total inversión (CUC/a) 767082,78

Costo total de producción (CUC/a) 1350203,81

Ganancia (CUC/a) 227391,79

VAN (CUC) 654 745,96

TIR (%) 26

PRD (años) 5

La propuesta planteada en la planta de tableros permitirá reconvertir y aprovechar

el equipamiento. Los tableros obtenidos deberán cumplir con las normas y

especificaciones según la NC312:2006, así como se mantendrán los estudios de

obtención de tableros a partir de formulaciones de mezclas de residuales celulósicos

según las propuestas de reconversión definidas (Figura 2.8).

Como resultado de los estudios previo inversionistas se obtiene que, existen

posibilidades de reanimación y reconversión de la planta de furfural y tableros con

la incorporación de la tecnología de etanol de bagazo. La propuesta será posible

toda vez que se logren aprovechar y adecuar las capacidades instaladas a las nuevas

condiciones tecnológicas, a partir del equipamiento existente en la planta, con una

adecuada disponibilidad de materia prima y los portadores energéticos en el central

azucarero.

2.5 Modificación y reconversión en las plantas para la incorporación de los

nuevos productos y tecnologías.



56

Para la adaptación de las propuestas de reconversión se requiere analizar en cada

caso las modificaciones necesarias. A continuación en la figura 2.13 se describe la

estrategia experimental a seguir:

Figura 2.13 Estrategia experimental para la evaluación de las modificaciones en las

propuestas de reconversión.

2.5.1 Etapa de hidrólisis ácida del bagazo en la planta de furfural.

- Caracterización del bagazo utilizado.

Para la caracterización del bagazo inicial utilizado en la etapa de hidrólisis ácida se

utilizó la técnica PULS (Puls, 2003) con la cual se determinaron las composiciones

de glucosa, xilosa, lignina, cenizas, % de humedad, extractivos acuosos y

extractivos etanólicos (Anexo 7). En la tabla 2.9 se obtienen los resultados de la

caracterización del bagazo utilizado en el estudio experimental.

Tabla 2.9 Caracterización del bagazo inicial utilizado.

Componentes % (g/100g base seca)

Extractivos acuosos 3,91

Extractivos etanólicos 1,95

Extractivos totales 5,85

Humedad 7,82

Si

Definir condiciones Datos fábrica Datos literatura

Plantear diseňo de experimentos

Evaluar diseňo de experimentos a escala de laboratorio y piloto

Caracterización de la materia prima

Evaluar estadísticamente las variables respuestas

Comparar

Favorable

Impacto de las modificaciones

No

Estrategia de reconversión (Módulo de simulación)



57

Celulosa 39,28

Hemicelulosa 26,59

Lignina 15,88

Ceniza 1,93

Los resultados de la caracterización del bagazo son comparados con los obtenidos

por (Gong, 1999; Banerjee, 2002; Lavarack, 2002; Mesa, 2010).

- Descripción del reactor piloto utilizado en el estudio.

El reactor utilizado es un reactor de banco tipo Regmed modelo HB–51, diseñado

para diferentes pretratamientos en variedades de tipos de biomasa. Presenta un vaso

presurizado rotatorio diseñado para mezclas perfectas y reacciones homogéneas.

El reactor piloto tiene similitud geométrica H=67,2 cm, D=16,8 cm (H/D=4) con

respecto al reactor instalado en la planta de furfural de H=8 m, D=2 m (H/D=4). El

material del vaso es AISI 316L, acero inoxidable, con una capacidad de 9 L y

trabaja hasta una presión de trabajo de 15,8 atm. El vaso externo de calentamiento

está fabricado de AISI 304. El sistema de rotación favorece una eficiente agitación

de la pulpa en el vaso. La velocidad de rotación es en el orden de 6,5±0,5 rpm y el

volumen mínimo de trabajo es de 5,5 L.

- Diseño de experimentos en la etapa de hidrólisis ácida del bagazo.

El diseño de experimento que se plantea es un factorial completo 22. El objetivo de

la experiencia a nivel de banco, consiste en variar las condiciones, hacia la

formación de glucosa, xilosa y furfural. Las condiciones deben favorecer las

reacciones de formación de pentosa y furfural, al mismo tiempo limitar al máximo

la reacción de descomposición del furfural (Figura 1.5) (Zeitsch, 2000). También

utilizar menor tiempo de reacción para favorecer la obtención de un sólido menos

agotado. Se evalúan los experimentos para la temperatura de reacción de 175 0C y

tiempo de reacción de 40 min.

Las variables a estudiar serán la influencia de la concentración de ácido sulfúrico y

la relación sólido-líquido. Para ello se considera, la influencia de estas variables en

el proceso, descritas en las figuras 1.6 a la 1.8, así como los resultados obtenidos

por (Mesa, 2010) hacia la formación de glucosa en una etapa de pretratamiento.

Los niveles definidos tienen como objetivo lograr un compromiso entre estas

variables hacia la formación de glucosa, xilosa y furfural.



58

El reactor de banco tiene un tiempo de enfriamiento, de 1:30 hora

aproximadamente posterior a la reacción. Se realizaron experimentos de test de

hidrólisis enzimática al bagazo pretratado a todos los experimentos. Dicho test se

realiza para evaluar la digestibilidad del sólido, que posteriormente será sometido a

la hidrólisis enzimática (Anexo 7).

En la tabla 2.10 se definen las variables y los niveles, así como las variables

respuestas a analizar en el sólido pretratado y el líquido hidrolizado y el test de

hidrólisis enzimática realizado al sólido pretratado (Anexo 7.1). Se realizaron tres

réplicas para cada punto experimental.

Tabla 2.10 Variables y niveles definidos en el diseño de experimento.

Variable Nivel inferior Nivel superior

X1: Relación S:L

Relación sólido-líquido

1:2 1:4

X2: Concentración H2SO4

(m/v) masa de sólido/volumen solución

1,0 % 1,5 %

Las variables respuestas Yn se refieren a % (g/100g base seca)

Y1: % Glucosa en el sólido pretratado.

Y2: % Xilosa en el sólido pretratado.

Y3: %Lignina en el sólido pretratado.

Y4: %Glucosa en el líquido hidrolizado.

Y5: % Xilosa en el líquido hidrolizado.

Y6: %Lignina en el líquido hidrolizado.

Y7: %Furfural en el líquido hidrolizado.

Y8: %Glucosa en el sólido pretratado, test de hidrólisis enzimática.

Y9: %Xilosa en el sólido pretratado, test de hidrólisis enzimática

Y10: %Lignina en el sólido pretratado, test de hidrólisis enzimática.

- Resultados obtenidos del estudio en la etapa de hidrólisis ácida.

A continuación, en las tablas, 2.11, 2.12 y 2.13 se resumen los resultados

promedios de cada uno de los experimentos según las variables respuestas

analizadas para cada caso. En las tablas, 2.14, 2.15 y 2.16 se muestra un resumen

de los resultados obtenidos del Statgraphics 4.1 con los modelos de ajuste,

coeficiente de regresión ajustado y condiciones óptimas obtenidas para cada

experimento.

Tabla 2.11 Resultados obtenidos para el sólido pretratado.

X1 X2 Y1 Y2 Y3

+ + 20,83 1,92 20,23

- + 33,48 2,52 17,98

+ - 24,13 2,34 26,19

- - 16,32 1,20 14,80



59

Tabla 2.12 Resultados obtenidos para el líquido hidrolizado.

X1 X2 Y4 Y5 Y6 Y7

+ + 15,74 1.72 4,88 3,75

- + 23,07 2,19 5,99 2,39

+ - 16,21 2,15 5,30 4,10

- - 18,25 1,62 5,16 2,41

Tabla 2.13 Resultados obtenidos del test de hidrólisis enzimática.

X1 X2 Y8 Y9 Y10

+ + 10,89 3,76 6,59

- + 13,58 4,53 7,00

+ - 11,13 4,89 8,00

- - 7,49 2,51 6,60

Para todos los puntos del diseño, se obtienen por cientos de glucosa y xilosa, en el

orden de los reportados por la literatura referenciada después de la etapa de

hidrólisis ácida y en el test de hidrólisis enzimática, cuando se comparan en

relación con las composiciones de la materia prima (Sun, & Cheng, 2002; Gong,

1999; Mesa, 2010, Lavarack ,2002; Mesa, 2010a). Los por cientos de furfural se

encuentran en el rango a los obtenidos en la planta de furfural (de un 3 a 4% de

furfural en el condensado de furfural).

Los por cientos de lignina, para el sólido pretratado, según la tabla 2.11 muestran

resultados un poco más elevados cuando se comparan con la composición de

lignina inicial de la materia prima. Estos resultados pueden deberse a que, como el

reactor de banco necesita un tiempo de enfriamiento superior, cuando se termina el

tiempo de reacción, deben seguir sucediendo reacciones en el mismo hasta que

sucede la descarga del sólido pretratado y el licor hidrolizado. La lignina, al ser un

compuesto higroscópico, se solubiliza en el licor hidrolizado; es probable que la

parte no soluble se redeposite en la superficie de la fibra celulolítica del sólido

pretratado y que los resultados obtenidos en este tipo de reactor de banco respondan

a esta consideración.

Tabla 2.14 Modelos de ajuste para el sólido pretratado en la hidrólisis ácida.

Modelos de ajuste R2(%) óptimo

Y1=20,3402-0,358169*X1+0,60771*X2-1,80189*X1*X2 99,49 X1:-1 X2:1

Y2=2,08297+0,207706*X1-0,121414*X2- 0,780708*X1*X2 98,98 X1:1 X2:-1

Y3=18,3692+1,94239*X1+0,0855936*X2- 1,50455*X1*X2 99.73 X1:1 X2:-1



60

Los modelos de ajuste responden satisfactoriamente a coeficientes de regresión R2

por encima del 98% para todos los puntos experimentales. Se obtiene que, para

menores relaciones de sólido-líquido, aumenta el % de glucosa, no siendo así para

los % de xilosa y lignina. Por otro lado, un aumento de la concentración de ácido

favorece el % de glucosa, no siendo así para los % xilosa y de lignina.

a)

b)

c)

Figura 2.14. Diagramas de Pareto para las variables de respuesta en el sólido

pretratado. a) variable glucosa, b) variable xilosa c) variable lignina.

En la figura 2.14 se muestran los efectos de las variables de entrada y sus

interacciones, siendo estas últimas, representativas en todas las variables. La

influencia de la concentración de ácido es más significativa en la variable respuesta

glucosa y xilosa, no siendo significativa para la lignina. En este caso, el

fraccionamiento de la biomasa, a partir de la utilización de H2SO4, a bajas

concentraciones, se realiza hacia la obtención de glucosa, xilosa y furfural,



61

atacando la fracción de celulosa y hemicelulosa de la fibra, principalmente. En este

caso el objetivo no es hacia la deslignificación de la fibra, lo cual no afecta el

resultado obtenido por el diseño de experimentos. La influencia de la relación

sólido-liquido es más significativa en la variable respuesta lignina, seguido xilosa y

glucosa.

Tabla 2.15 Modelos de ajuste para el líquido pretratado en la hidrólisis ácida.


Y4=25,717+0,872905*X1+ 3,78365*X2 – 4,79407*X1*X2 99,36 X1:-1 X2:1

Y5=1,93022+0,0269979*X1+0,115386*X2–0,169883*X1*X2 96,34 X1:-1 X2:1

Y6=4,0111-1,51909*X1+0,171952*X2- 0,243065*X1*X2 98,46 X1:-1 X2:1

Y7= 2,97369+1,05612*X1+0,329181*X20,170943*X1*X2 96,07 X1: 1 X2:1

En este caso, los modelos de ajuste responden satisfactoriamente a coeficientes de

regresión R2 por encima del 96 % para todos los puntos experimentales. Se obtiene

que, menores relaciones de sólido-líquido, se favorece en aumentos de % de

glucosa, xilosa y lignina, no siendo así para los % de furfural. Por otro lado,

mayores concentraciones de ácido favorecen todas las variables respuestas.

Tabla 2.16 Modelos de ajuste como resultado del test de hidrólisis enzimática.


Y8=10.4421-0.745237*X1+2.2986*X2-0.10547*X1*X2 99,67 X1:-1 X2:1

Y9= 4.03638+0.448385*X1+0.302698*X2-0.709277*X1*X2 95,78 X1:1 X2:-1

Y10=7.02116+0.220577*X1-0.287709*X2- 0.48811*X1*X2 95,52 X1:1 X2:-1

Del diseño de experimento se pueden obtener los siguientes resultados:

-Al comparar los sólidos obtenidos de las modificaciones con la tecnología

instalada se obtienen resultados favorables, mayor por ciento de celulosa y menor

por ciento de ceniza, como se observa en la tabla 2.17. Se obtiene un sólido residual

con potencialidades de ser aprovechado en la hidrólisis enzimática según la

propuesta de reconversión en la etapa de hidrólisis ácida del bagazo.

Tabla 2.17 Comparación de los sólidos residuales con la modificación en la

tecnología y la tradicional.

Índice % (m/m)

tecnología instalada

% (m/m)

propuesta modificación

Humedad 55-60 55

Xilano residual 2,0 2,51

Celulosa 6,2 33,47

Lignina 30-34 17,9

Cenizas 9 2,5



62

-Del test de hidrólisis enzimática, para evaluar la digestibilidad del sólido

pretratado, se obtiene que a menor relación sólido-líquido y mayor concentración

de ácido se obtiene mayor % de glucosa. Sin embargo, a mayor relación sólido-

líquido se obtienen mayores % de xilosa y lignina. El análisis responde a resultados

similares de análisis obtenidos, cuando se quiere continuar con el sólido pretratado

para los otros pretratamientos (Lavarack ,2002; Mesa, 2010a).

- Se obtienen composiciones de furfural (Y7) en el orden de los obtenidos a nivel de

fábrica. El óptimo para esta variable es a niveles superiores de X1 y X2. Sin

embargo, como la reconversión viene dada por el equilibrio de lograr la conversión

de la biomasa hacia la obtención conjunta de glucosa, xilosa, lignina y furfural, por

tanto, se selecciona como condiciones óptimas el nivel inferior de X1 y nivel

superior de X2, es decir, una relación sólido-líquido de 1:2 y concentración de ácido

de 1,5% (Morales, 2011b).

A partir del mejor punto experimental obtenido de la hidrólisis ácida del bagazo

producto de la reconversión, se procede a la etapa de hidrólisis enzimática del

sólido pretratado.

Figura 2.15 Esquema de la etapa de hidrólisis enzimática.

Se consideraron las mejores condiciones obtenidas a nivel de laboratorio en la etapa

de hidrólisis enzimática por (Mesa, 2010b) y se evaluaron a condiciones de banco

en un reactor de 6 L.

Para la misma se prepara una solución buffer de ácido acético y acetato de sodio de

pH= 4,8. Se utiliza la enzima celulasa con una actividad enzimática de 64,3 UPF

(unidades de papel de filtro). Se prepara la muestra con 30 UPF/g y 2,5 % de

adición de tensoactivo comercial.

Se prepara para una muestra de 600 g de sólido pretratado con un 10 % de sólido,

bajo un sistema de agitación de 175 rpm, durante 24 horas. Se realizan tres réplicas

al experimento.

Hidrólisis

enzimática

Sólido residual

Licor

hidrolizado

Sólido residual

Maceración

Fermentación



63

Tabla 2.17 Resultados obtenidos de la hidrólisis enzimática.

Exptos Conversión

gluc/celi

Cgluc (g/L) rendimiento

ggluc/gbagi

1 0,35 12,66 15,02

2 0,30 12,76 15,30

3 0,32 12,05 14,86

4 0,34 12,49 15,06

Como resultado se obtiene una concentración promedio de glucosa en el

hidrolizado de 12,49 g/L, y un rendimiento de glucosa de 15,06 g de glucosa/100g

de bagazo inicial en el orden de lo obtenido por Mesa, 2010 (13,68 g/L y

rendimiento de glucosa de 16,48 %) para una etapa de pretratamiento ácida y

posterior hidrólisis enzimática.

Bajo las condiciones experimentales obtenidas en las etapas de hidrólisis ácida y

enzimática, se obtienen productos de alto valor agregado para la reanimación y

reconversión de las plantas bajo estudio como: furfural a un 2,39 % de

composición, para la producción de furfural, un líquido hidrolizado con

concentración de azúcares de 12,49 g/L a incorporar en la producción de etanol y

un sólido residual celulósico para la integración con la producción de tableros.

2.5.2 Etapa de fermentación en la planta de etanol.

Para las fermentaciones alcohólicas a partir de las diferentes mezclas de sustratos

azucarados se fijaron las mismas condiciones de trabajo de la planta de etanol, para

la zafra 2011-2012. El tiempo de fermentación fue de 24 horas.

Para el estudio se prepararon fermentaciones a nivel de laboratorio, partiendo del

prefermento preparado en la fábrica, con las condiciones finales para ser

incorporado a la etapa de fermentación. Las condiciones del inóculo obtenidas por

el laboratorio de análisis, en el momento del estudio fueron de:

- 7,83 0Bx; Temperatura=34

0C; pH= 4,5; Conteo celular: 288x10

6 células/mL;

Gemación: 20 %; Viabilidad: 99 %. Levadura: Saccharomyces cerevisiae.

Se prepararon fermentaciones de 50 ml cada una, con un 10 % de inóculo y tres

réplicas para cada punto de mezcla.

Los sustratos azucarados utilizados fueron: miel final (MIEL), jugo de los filtros

(JF) e hidrolizado de bagazo (HID)



64

Los nutrientes añadidos fueron: urea: 3 g/L; sulfato de amonio: 3 g/L y fosfato de

amonio: 3 g/L. Las condiciones experimentales tomadas en el momento del estudio

para cada sustrato azucarado son las mostradas en la tabla 2.18.

Tabla 2.18 Condiciones experimentales de cada sustrato azucarado.

Para la preparación de las mezclas se fijaron las condiciones finales para una

concentración de 16oBx.

Para cada punto del diseño se determinaron los balances de masa para la adición de

los sustratos azucarados con el objetivo de ahorrar miel y agua. El 1er punto del

diseño es con la mezcla tradicional de miel y agua. En los puntos restantes se utiliza

para la dilución, el jugo de los filtros y el licor hidrolizado, así como se ajusta el

balance para la reducción de miel. En el caso de los puntos de mezcla del licor

hidrolizado de bagazo fue necesario la adición de miel para completar la base

inicial de azúcares requeridos en la mezcla (HIDM).

Para el estudio de mezclas de sustratos azucarados se realiza un diseño de mezclas

enrejado simplex con centroide, con variable respuesta % alcohólico (ALC) alcohol

en volumen por 100. La determinación de la concentración de etanol g/L se realizó

en una columna de HPLC LY9100.

- Resultados obtenidos del estudio de mezclas de sustratos azucarados.

A continuación en la tabla 2.19 se muestran los resultados del diseño de mezclas de

sustratos azucarados, así como el modelo de ajuste de las variables y la

optimización del mismo utilizando el Statgraphics 4.1.

Tabla 2.19 Resultados del diseño de mezclas de sustratos azucarados.

Puntos

MIEL

X1

JF

X2

HIDM

X3 C (g/L)

%ALC

Y1

1 1 0 0 42,74 5,38

2 0 1 0 35,28 4,39

3 0 0 1 34,36 4,31

4 0,5 0,5 0 37,66 4,68

5 0,5 0 0,5 38,19 4,78

6 0 0,5 0,5 40,08 5,06

7 0,33 0,33 0,33 42,04 5,29

Características/Muestras MIEL JF HID 0Bx 81,20 13 5

Densidad (g/mL) 1,497 1,06432 1,01795

pH 5,2 5,7 4,8

ART( g/L) 640,96 11,0 12,49



65

Como se puede observar en la tabla 2.19, para todos los puntos de mezclas se

obtienen resultados de por cientos alcohólicos, en el orden de los obtenidos para

fermentaciones (4-6,5 % alcohólico) previas a la etapa de destilación de etanol

(Gálvez, 1988; Colectivo, 1983; Fabelo, 1999).

El modelo ajusta para un R2 de 71,57 %, un R

2ajustado de 61,66 %, un error

estándar estadístico en el orden de 0,33 y un Durbin Watson estadístico de 2,24

(Anexo 8):

Y1=5,191X1+4,1975X2+4,6575X3-1,417X1X2+0,433X1X3-0,93X2X3+ 18,3107 X1

X2X3

En la figura 2.16 se observa el punto óptimo del diseño de mezcla, el cual responde

a la mezcla de los tres componentes, con las siguientes composiciones: X1: 0,472,

X2: 0,178 y X3: 0,350, para un %alcohólico de 5,26. En la práctica industrial se

trabaja en la región cercana al óptimo. Las mezclas dependerán de los balances de

masa y de las variaciones de las concentraciones de los sustratos y los inóculos.

Figura 2.16 Diagrama de dependencia hacia la región del optimo.

La utilización de las mezclas de diferentes sustratos favorece el proceso de

fermentación, si se tiene en cuenta que se aprovechan los jugos de los filtros y el

licor hidrolizado para la dilución de las mieles, además de aportar azúcares a la

mezcla a fermentar. Al realizar los balances de masa en cada punto experimental, se

obtiene el por ciento que representa en ahorro en miel y en agua para cada punto

con respecto al punto origen de miel + agua, tal y como se muestra en la tabla 2.20.

%Alcoholico

MIEL=1.0

JF=1.0 HIDM=1.0MIEL=0.0

JF=0.0HIDM=0.0

ALC



66

Tabla 2.20 Por ciento que representan en ahorro de miel y agua.

No. Puntos

%Ahorro

Miel

%Ahorro

H2O

1 MIEL - -

2 JF 100 100

3 HIDM 26,74 92,19

4 MIEL+JF 77,68 78,91

5 JF+HIDM 26,74 92,19

6 MIEL+HIDM 50,00 49,30

7 MIEL+HIDM+JF 67,00 22,73

El estudio de mezclas de sustratos resulta un aporte del trabajo, ya que hasta el

momento no se habían evaluado mezclas de este tipo, que involucren el licor

hidrolizado obtenido del fraccionamiento e hidrólisis enzimática del bagazo. Es

importante señalar, que el punto óptimo obtenido solo debe considerarse para una

aproximación en el estudio hacia la región del óptimo y una valoración de las

posibilidades y potencialidades de mezclas de estos sustratos.

Las condiciones de estas mezclas deberán analizarse de manera independiente y

dependerán, no solo de los resultados tecnológicos, sino también del análisis de

factibilidad económica y su aplicación en cada instalación industrial.

2.5.3 Etapa de maceración en la planta de tableros.

El estudio consiste en la preparación de tableros de fibras de bagazo a partir de la

utilización de mezclas de bagazo con los residuos celulósicos de la hidrólisis ácida

y enzimática.

Para la elaboración de los tableros se utilizó una prensa de calentamiento, tipo:

Comercio Ercole, Busto Arsizio.

Las condiciones fijadas en la prensa fueron: Temperatura de prensado, 1800C;

Presión de trabajo = 110 kgf/cm2;

Tiempo de prensado = 10 min

Después de la maceración, se adicionaron los siguientes productos químicos:

emulsión de parafina, 10 kg/m3 y sulfato de aluminio, 15 kg/m

3. .

Para el estudio se utilizó un diseño enrejado simplex de Scheffe para un polinomio

de segundo grado (Akhnazarova, 1982) teniendo como valor de referencia (100 %)

las propiedades alcanzadas para el bagazo.



67

Se consideró por su importancia para estas producciones, esencialmente la

resistencia a la flexión (Y1) expresada en N/mm2, según la NC-314-2004 y NC-

310-2003.

El Plan experimental se realizó para una región triangular cuyos vértices fueron:

X1: 100 % de bagazo

X2: 50 % de bagazo y 50 % de residuo sólido de la hidrólisis ácida (SHA).

X3: 50 % de bagazo y 50 % de residuo sólido de la hidrólisis enzimática (SHE).

De los datos experimentales se puede obtener un modelo del tipo:

Y1= 100X1+44,05X2+140,93X3-39,58X1X2- 231,3X1X3 -163,48X2X3, con el que se

pueden estimar los valores para cada una de las propiedades encontrándose total

coincidencia entre los valores estimado y los experimentales lo que asegura la

confiabilidad del modelo. En la tabla 2.21 se muestran los resultados obtenidos.

Tabla 2.21 Resultados del diseño de mezclas de residuales celulósicos

Puntos

e

(mm)

l

(mm)

a

(mm)

F

(N)

Rf Y1

ajustada

1. Bagazo 100% 3 100 37 14 6,306 100

2. Bagazo 50% + SHA

50% 4,4 100 53 19 2,778 44,05

3. Bagazo 50% + SHE 50% 3 100 50 26 8,667 140,93

4. Bagazo 75%+ SHA 25% 3,5 100 50 16 3,918 62,13

5. Bagazo 50% + SHA25%

+ SHE25% 4,8 100 60 30 3,255 51,62

6. Bagazo 75%+ SHA 25% 3,5 100 62 20 3,950 62,64

7. Bagazo 67.5% +

SHA16.5% + SHE16.5% 5 100 55 18 1,964 31,15

Siendo: e: espesor de la probeta, l: largo de la probeta, a: ancho de la probeta, F:

carga máxima aplicada a la probeta.

Según la NC-312-2006, la resistencia a la flexión para tableros de 3 a 6 mm de

espesor, a utilizar en ambientes secos y húmedos es entre 13-14 N/mm2. De los

coeficientes del modelo, se llega a que, los mejores valores se alcanzan para

mezclas de bagazo y residuo sólido de la hidrólisis enzimática. Los incrementos de

mezclas empleando los residuos sólidos de la hidrólisis ácida no favorecen las

propiedades mecánicas.

Un modelo reducido para una mezcla binaria de X1 y X3 permite la siguiente

expresión:

Y= 100X1 + 140,93X3 – 231,3X1X3



68

De esta expresión se llega a que es necesario que el producto de los números

fraccionario X1 y X2 sea mínimo para alcanzar la mejor respuesta y esto solo se

logra en los valores cercanos a las mezclas puras. Incluso más favorable para

valores cercanos a X3= 1. Lo cual indica que aprovechar los residuos de la

hidrólisis enzimática en la fabricación de tableros de bagazo de fibra es una buena

opción. Precisamente, utilizar el residuo sólido de la hidrólisis enzimática como

tableros de fibras, es un elemento a favor en la implementación de la propuesta de

reconversión. Mientras que el residuo sólido de la hidrólisis ácida brinda bajas

propiedades de resistencia a la flexión al tablero de fibra, el de la hidrólisis

enzimática brinda altas propiedades.

En el caso que no se realice la hidrólisis enzimática, de manera temporal, la

posibilidad de una mezcla binaria de X1 y X2 queda según la siguiente expresión:

Y1= 100X1 + 44,05X2 -39,58X1X2

El estudio de la expresión indica que siempre se obtendrían valores inferiores a los

de bagazo 100 % por lo que habrá que estudiar adiciones de residuo sólido de la

hidrólisis ácida en menores proporciones. Del estudio preliminar se obtiene que, la

mejor variante indica a la utilización de mezclas de bagazo y sólido de la hidrólisis

enzimática. Se recomienda continuar el estudio de estas mezclas hacia la obtención

de tableros de fibras y partículas con adición de aglutinante y/o resina de manera

que favorezcan las propiedades mecánicas de los mismos.



69


1. Existen oportunidades para la reanimación y reconversión de la planta de

furfural y tableros de fibras a partir de bagazo, toda vez que se incorporen

modificaciones para la adaptación de la tecnología de obtención de etanol

de bagazo.

2. Las modificaciones evaluadas en la etapa de hidrólisis ácida del bagazo

favorecen la obtención de glucosa, xilosa y furfural.

3. Para la adaptación de la tecnología de obtención de etanol de bagazo, se

pueden utilizar la mayoría de los equipos que se encuentran en las plantas

de furfural y etanol, faltando solamente los equipos para la hidrólisis

enzimática.

4. Resulta factible la fermentación de mezclas de sustratos provenientes de

mieles, jugos de los filtros e hidrolizado de bagazo. La utilización de nuevos

sustratos azucarados favorece la reducción de miel sobre todo en el tiempo

de zafra y permitirá aprovechar las capacidades instaladas no utilizadas en

la planta de etanol.

5. Es posible la obtención de tableros de fibras a partir de la utilización de

mezclas de residuales celulósicos generados de las producciones de furfural

y/o etanol.



70



3.1 Simulación de los procesos integrados a partir de las modificaciones y

reconversiones.

La simulación de bioprocesos en un enfoque integrado hacia el desarrollo de

diversas producciones, permitirá estudios más complejos en la medida que se

incorporen cálculos de diseño, estudios cinéticos, modelos más precisos que

incluyan el efecto de los inhibidores, la influencia y sensibilidad de variables

desconocidas, así como alternativas de configuraciones de los procesos que

analicen los aspectos económicos (Petrides, 2010).

El AspenPlus es una poderosa herramienta para la simulación de procesos de la

biomasa ya que es posible incorporarle materiales sólidos no convencionales, como

la celulosa, hemicelulosa y la lignina (Woley, 1996; Aspen, 2001).

En la figura 3.1 se muestra el esquema de biorrefinación a partir del bagazo

propuesto hacia la producción de energía y productos de alto valor agregado en la

empresa bajo estudio.

Figura 3.1 Esquema general de la propuesta de reconversión.

La ineficiencia tecnológica y energética actual en el central azucarero limita la

utilización de bagazo solamente hacia la cogeneración, teniendo un déficit de

bagazo sobrante para satisfacer las producciones de derivados. Es importante

Tableros

Central

azucarero Caňa

Azúcar

Miel

Bagazo

Cachaza

Cogeneración

Hidrólisis

Electricidad

Etanol

Furfural

Licor

hidrolizado

Planta tableros



71

destacar, que la industria trabaja en su recuperación para lograr una estabilidad

tecnológica incorporando métodos de análisis y sistemas de control más avanzados

en las etapas del proceso con el objetivo de mejorar la eficiencia y la calidad en

cada punto del flujo productivo.

La necesidad de disponer de bagazo para las producciones resulta importante para

la adaptación del esquema propuesto. Precisamente, la simulación modular

secuencial permitirá cuantificar los requerimientos y utilidades de las materias

primas, considerando condiciones de eficiencia tecnológica establecidas en el

proceso de producción de azúcar y en el sistema de cogeneración. Se incorporan en

los análisis, resultados experimentales obtenidos en el capítulo anterior y datos de

los equipos instalados, para predecir el comportamiento de los procesos integrados

de la biomasa.

En la figura 3.2 se describe la estrategia abordada para los estudios de simulación

de los procesos integrados de la biomasa.

Figura 3.2 Estrategia para la simulación de los procesos.

3.1.1 Simulación del proceso de producción de azúcar y bagazo.

No

Si

Identificar proceso original

Variables, Componentes Composiciones

Flujos

Definir diagrama de simulación

proceso original

Consideraciones para la simulación

proceso original

Propiedades

termodinámicas,

Datos de equipos

Validación de los modelos obtenidos

Favorable

Aplicación de los modelos

Condiciones experimentales,

Balances

Estrategia de reconversión (Módulo de fiabilidad)



72

El proceso de producción de azúcar sigue el esquema tradicional, como se muestra

en la figura 3.3. El caso base se realiza para una cantidad de caña alimentada según

reporte actual de zafra de 5113,64 t/d (450000@/d).

Figura 3.3 Diagrama del proceso de producción de azúcar y bagazo.

Las principales condiciones requeridas en el proceso son: (Morrel, 1986; Hugot,

1989; Fariñas, 1986)

- Etapa de molienda: Composición caña: 12-16 % fibra, 11-14 % sacarosa; Agua

de imbibición, 30 % caña alimentada; Temperatura del agua de imbibición, 75 0C;

Bagazo obtenido, 30 % caña alimentada, Bagazo, 50 % humedad; Extracción de

jugo mezclado, 90-100 %.

- Etapas de alcalización, calentamiento, clarificación, filtración: pH= 6,5-7 jugo

alcalizado; Temperatura del jugo alcalizado, 103-106 0C;

- Etapa de evaporación y tachos: Agua evaporada, 73-75 %, Concentración del

jugo desde 14-16 0Bx hasta 60-65

0Bx aproximadamente.

Se cuenta con 2 pre evaporadores y un sistema de múltiple efecto para las

siguientes condiciones operacionales:

Tabla 3.1 Presiones de trabajo de los vasos del múltiple efecto.

Pre- 1 Pre- 2 Vaso 1 Vaso 2 Vaso 3

Presión en la calandria 1,36

atm

1,36

atm

0,6

mmHg

0,34

mmHg

0,164

mmHg

Temperatura calandria 108 0C

103 0C 94

0C 78

0C 58

0C

Presión en el cuerpo 0,6

atm

0,6

atm

0,34

mmHg

0,164

mmHg

0,034

mmHg

Temperatura cuerpo 111 0C 111

0C 103

0C 94

0C 78

0C



73

La modelación del sistema de evaporación por tachos se plantea de manera global

para tener criterio de producción de las corrientes azúcar y miel. No se consideran

los criterios de modelación de esta etapa obtenidos por (O’Farril, 2001) por no ser

objetivo del trabajo. Se considera un material base a adicionar para la cristalización

con una pureza en el rango de 78 a 82 % (Morrel, 1986).

Etapa de centrifugación: Azúcar obtenida, 14 % por caña alimentada; Miel

obtenida, aproximadamente de un 3-3,5 % por caña alimentada (Morrel, 1986;

Gálvez, 1988).

El diagrama de simulación planteado según el esquema original se muestra a

continuación en la figura 3.4, así como los modelos seleccionados para la

simulación del proceso en el Anexo 9.

Figura 3.4 Diagrama de simulación del proceso.

Las consideraciones para la simulación del proceso son las siguientes:

- Componentes: Sólidos (celulosa, hemicelulosa, lignina) (Wooley, 1996) y

convencionales (Anexo 9).

- Se consideran los requerimientos en las etapas del proceso previamente definidas,

como agua de imbibición y bagazo, 30 % por caña alimentada, 95 % extracción

del jugo, 14 % de azúcar por caña alimentada.



74

Validación de los modelos obtenidos.

Para la validación se toman datos experimentales de caña alimentada en la zafra. Se

determinan los balances de masa y energía, utilizando una hoja de cálculo en Excel

para los flujos de vapor, meladura, azúcar y se comparan con los resultados

obtenidos por los modelos (Anexo 10).

Los elementos claves para la validación de los modelos son: la relación

bagazo/caña, relación jugo/caña, relación azúcar/caña. Además, los flujos de

meladura y de vapores en cada vaso obtenidos a partir de los balances.

En la tabla 3.2 se observa correspondencia entre los valores experimentales y los

modelos, para un 99,24 % de coeficiente de correlación. En la tabla 3.3 se resumen

los flujos en la etapa de evaporación y la fracción masa obtenida en cada vaso por

los balances y los modelos, obteniendo buen ajuste para una diferencia significativa

menor del 5 %.

Tabla 3.2 Comparación de resultados experimentales y los modelos.

Rel Bagazo/Caña Rel Jugo/Caña Rel Azúcar/Caña

1 Caña t/d Exptal Modelo Exptal Modelo Exptal Modelo

2 5750 0,3 0,307522 0,95 0,957522 0,14 0,141546

3 5060 0,3 0,307501 0,95 0,957501 0,14 0,141537

4 5350 0,3 0,307524 0,95 0,957524 0,14 0,141538

5 5120 0,3 0,307501 0,95 0,957501 0,14 0,141540

6 5022 0,3 0,307525 0,95 0,957525 0,14 0,141532

7 5030 0,3 0,307525 0,95 0,957525 0,14 0,141532

Tabla 3.3 Resumen de los flujos obtenidos en la etapa de evaporación por los

balances y por los modelos.

Corrientes JCLA M1 M2 M3 MELADURA

Fracción

sacarosa Exptal

Modelo

Diferencia

0,16

0,1672

0,0072

0,26

0,2675

0,0075

0,39

0,3896

0,004

0,52

0,5041

0,0159

0,64

0,6237

0,017

Flujo total

(kg/s) Exptal

Modelo

Diferencia

64,2

64,2279

0,0279

40,22

40,2551

0,0351

26,5

26,5416

0,0041

22,64

22,5846

0,0554

15,84

15,7859

0,0541

Corrientes Vap-esc CONDPRES V1 V2 V3

Flujo total

(kg/s) Exptal

Modelo

Diferencia

24,20

24,223

0,023

12,46

12,447

0,013

6,12

6,084

0,036

6,35

6,327

0,023

6,10

6,159

0,059



75

Siendo: JCLA, jugo clarificado, M1, 2, 3, flujo de meladura en cada vaso,

MELADURA, flujo de meladura final. Vap-esc, vapor alimentado a los

preevaporadores; V1, 2, 3, flujo de vapor en cada vaso; CONDPRES, flujo de

condensado a la salida de los pre evaporadores,

Los modelos responden satisfactoriamente para la evaluación del comportamiento

del proceso y la determinación de los principales flujos del sistema.

3.1.2 Simulación del sistema de cogeneración con bagazo.

El proceso de cogeneración con bagazo, se basa en el principio básico de

producción y aprovechamiento conjunto de energía eléctrica y energía calorífica a

partir de una fuente de energía primaria. Este proceso contribuye al ahorro

energético y disminuye los niveles de contaminación. Su eficiencia se fundamenta

en el aprovechamiento del calor residual en la producción de electricidad.

El objetivo de la simulación de este proceso es para la determinación de los flujos

del proceso, principalmente bagazo y las condiciones operacionales para la potencia

instalada en la fábrica. El proceso original es el representado en la figura 3.3.

Figura 3.3 Esquema original de cogeneración con bagazo.

Se consideran los siguientes criterios para calderas bagaceras que utilizan bagazo

industrial con 50 % de humedad: (Rubio, 2005)

Volumen aire teórico Vo=2,23 m

3N/kg; Coeficiente de exceso de aire αh= 1,45, no

se necesita precalentamiento del aire; relación de vapor por combustible

alimentado, relación vapor/combustible: 2,2 t/t.

En la figura 3.4 se muestra el diagrama de simulación para el proceso de

cogeneración planteado, así como en la tabla 3.4 los modelos seleccionados para la

simulación.

Tipo Caldera Prod t/h Pv MPa Tv 0C Efic. Térmica Tsgases

0C

RETO 45 1,2 320/400 70-76% 250-280

RETAL 60 1,8 240/320 76-80% 180-200

Electricidad Generada

8MW

Bagazo combustible

Generador

de vapor Turbos

Agua

Aire

Gases Vapor directo

Vapor escape



76

Figura 3.4 Diagrama de simulación del proceso de cogeneración con bagazo.

Las reacciones de combustión consideradas para la simulación son según (Woley,

1996)

Celulosa: 𝐶6𝐻10𝑂5 + 6𝑂2 = 5𝐻2𝑂 + 6𝐶𝑂2 ∆𝐻 = −2,8113𝐸 + 09 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

Hemicelulosa: 𝐶5𝐻8𝑂5 + 5𝑂2 = 4𝐻2𝑂 + 5𝐶𝑂2 ∆𝐻 = −2,3478𝐸 + 09 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

Glucosa: 𝐶6𝐻12𝑂6 + 6𝑂2 = 6𝐻2𝑂 + 6𝐶𝑂2 ∆𝐻 = −2,1877𝐸 + 09 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

Tabla 3.4 Modelos seleccionados en el proceso.

Se consideran los datos reales de las calderas (110 toneladas de vapor por hora) y

los turbos a contra presión instalados en la planta, de potencia nominal total de 8

MW y una eficiencia isentrópica del 80 %.


Para la validación se consideran elementos claves las condiciones de temperatura

de salida de los gases de la combustión y la temperatura del vapor, además los

calores de reacción de los componentes del bagazo definidos en esta consideración.

En la tabla 3.5 se obtienen los resultados para las principales corrientes en el

proceso de cogeneración.

Tabla 3.5 Resultados obtenidos de los balances en el modelo de cogeneración.

Etapas Modelo Descripción

Generación

de vapor

RSTOIC

HEATX

-Simula las reacciones de combustión en el horno.

-Simula el intercambio de calor agua- vapor.

Turbo

COMPR

-Simula la compresión en los turbos de

contrapresión.

BAGAZO AGUA-C AIRE GASES VAPORC VAP-ESC

Temperatura 0C 25 100 25 220 354,62 209,40



77

Siendo: BAGAZO: bagazo alimentado al horno, AGUA-C: agua de alimentación a

la caldera, AIRE: flujo de aire de alimentación, GASES: flujo de gases de salida del

horno, VAPORC: vapor directo de salida de la caldera, VAP-ESC vapor de escape

de salida del turbo.

Las condiciones de temperaturas de los gases a la salida 220 0C, así como del vapor

directo 354 0C se encuentran en el rango establecido para calderas bagaceras.

En la tabla 3.6 se comparan los calores de reacción obtenidos por los modelos y por

la literatura, para el sistema de reacciones de combustión definidas en el horno y los

componentes involucrados (Woley, 1996).

Tabla 3.6. Comparación de los calores de reacción.

Componentes Calor de reacción (kJ/mol)

obtenida por la literatura

Calor de reacción (kJ/mol)

obtenida por el Modelo

Celulosa -2813,11 -2803,65

Hemicelulosa -2347,87 -2344,15

Glucosa -2817,76 -2785,56

Los modelos planteados para la cogeneración presentan buen ajuste al compararlos

con criterios establecidos para calderas bagaceras. Se obtiene la cantidad de bagazo

requerida para cogeneración según los requerimientos energéticos y condiciones

definidas para la potencia instalada en la fábrica.

3.1.3 Simulación de la producción integrada de furfural y etanol.

El proceso propuesto sigue el esquema de la figura 3.5, según los resultados

experimentales obtenidos en el capítulo 2 y los datos de fábrica de los equipos

instalados en las plantas de furfural y etanol.

Presión atm 1 1 1 1 15 3

Fracción vapor 0 0 1 1 1 1

Entalpia KJ/h -181,68 -1461,39 -0,044 -683,05 -1408,584 -1438,69

Flujo masa kg/h 50010 110000 189977,94 239988,13 110000 110000



78

Figura 3.5 Diagrama del proceso propuesto para la reconversión.

Se considera la composición de bagazo inicial de celulosa, 39,28 %, hemicelulosa,

26,59 % y lignina 15,88 %. La hidrólisis ácida para la reconversión ocurre a la

temperatura de 175 0C, tiempo de reacción de 40 min, alimentación continua de

vapor a 180 0C, relación sólido-líquido 1:2, H2SO4 al 1,5 %. La hidrólisis

enzimática ocurre a la temperatura de 45 0C, tiempo de reacción de 24 horas.

Para la fermentación se considera la mezcla de líquido hidrolizado y miel, según las

condiciones experimentales obtenidas del diseño de mezclas de 0,5 miel y 0,5 de

hidrolizado, con una concentración de 38,19 g/L.

Para los estudios se consideran los resultados de conversión obtenidos en la fase

experimental de evaluación de la propuesta, dada la complejidad de las reacciones

biológicas involucradas y no disponer aún de los estudios cinéticos en estas etapas

para el bagazo. Algunos autores como (Aguilar, 2002; Días, 2009; Lenihan, 2010)

consideran reacciones cinéticas de primer orden y pseudoprimer orden, pero para

otros tipos de biomasa y para otras condiciones experimentales.

En la etapa de fermentación, se consideran los criterios y parámetros cinéticos para

rendimientos de Saccharomyces cerevisiae y la reacción estequiométrica obtenida

Enzima

Condensado furfural

Vinazas Etanol 93%

Líquido hidrolizado

Sólido residual

Bagazo H2SO4 1,5 %

RS/L 1/2

Vapor furfurílico Hidrólisis ácida

tr: 40 min T: 1750C

Filtración

Filtración

Hidrólisis

enzimática

Condensación Enfriamiento

Destilación Furfural

Fermentación

Destilación Etanol

Vapor, P: 9atm

Líquido residual

Sólido residual

Furfural 94% 1 t/d

Resina Miel



79

por (Watt and Sidhu, 2010) para balance en fermentación de sustratos (Anexo

11.1) (Raghav, 1989; Nielsen, 2003).

Se utilizan los datos de diseño de los equipos instalados de las siguientes etapas:

hidrólisis ácida, condensación y enfriamiento, destilación de furfural, fermentación

y destilación de etanol (Anexo 3).

En la figura 3.6 se muestra el diagrama de simulación obtenido del proceso de

producción de furfural y etanol a partir de bagazo. Los modelos seleccionados en

las etapas del proceso se muestran en el Anexo 10.

Figura 3.6 Diagrama de simulación de la propuesta de reconversión.

-El paquete termodinámico en cada etapa del proceso se determinó según los

métodos de selección, comparando el método ideal con los métodos reales en

función de las constantes de equilibrio. Al mantener las mismas condiciones de

temperatura y presión, en el sistema ideal y real, se selecciona el método que más

se aproxime al comportamiento ideal. Se selecciona para la mayoría de las etapas el

VANL-RK (Van Laar, coefciente de actividad para la fase líquida, y coeficiente de

fugacidad para la fase vapor Redlich-Kwong) y el NRTL para el sistema de

evaporación, siendo los de mejores ajuste (Anexo 11.2).



80

Para sistemas con azeótropo, el simulador propone varios métodos, siendo el de

mejor ajuste con las composiciones de furfural a la salida el UNIF-LL (UNIFAC

para sistemas líquido-líquido, coeficiente de actividad para la fase líquida y

coeficiente de fugacidad para la fase vapor Redlich-Kwong). Para el sistema

etanol-agua se selecciona el NRTL (Anexo 11.2).

En la etapa de hidrólisis ácida y enzimática se consideran las siguientes reacciones:

(Woley, 1996)

𝐶𝑒𝑙𝑢𝑙𝑜𝑠𝑎/𝐺𝑙𝑢𝑐𝑜𝑠𝑎:𝐶6𝐻10𝑂5 + 𝐻2𝑂 = 𝐶6𝐻12𝑂6 ∆𝐻𝑓𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜 = −976362 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

𝐻𝑒𝑚𝑖𝑐𝑒𝑙𝑢𝑙𝑜𝑠𝑎/𝑋𝑖𝑙𝑜𝑠𝑎:𝐶5𝐻8𝑂4 + 𝐻2𝑂 = 𝐶5𝐻10𝑂5 ∆𝐻𝑓𝑠ó𝑙𝑖𝑑𝑜 = −762416 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

𝑋𝑖𝑙𝑜𝑠𝑎/𝐹𝑢𝑟𝑓𝑢𝑟𝑎𝑙:𝐶5𝐻10𝑂5 = 𝐶5𝐻4𝑂2 + 3𝐻2𝑂 ∆𝐻𝑓 = −1040020 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙

𝐿𝑖𝑔𝑛𝑖𝑛𝑎:𝐶7.3𝐻13.9𝑂1.3 + 𝐻2𝑂 = 𝐶7.3𝐻15.9𝑂2.3 ∆𝐻𝑓 = −1592659 𝐽/𝑘𝑚𝑜𝑙


En la Tabla 3.7 se presenta la validación de los modelos obtenidos para la hidrólisis

ácida; los parámetros que se consideran para el ajuste son: conversión de glucosa

por celulosa inicial, conversión de furfural por hemicelulosa inicial, por ciento de

glucosa y furfural obtenido.

Tabla 3.7 Resultados comparativos entre experimental y modelo en la etapa de

hidrólisis acida.

Puntos

Conversión

gluc/ cell i

Conversión

furf/hemicel

% glucosa

% furfural

Exptal

Modelo

Exptal

Modelo

Exptal

Modelo

Exptal

Modelo

1 0,451 0,501 0,198 0,134 34,484 24,02 2,473 2,30

2 0,254 0,277 0,144 0,109 32,468 13,34 2,327 3,11

3 0,648 0,621 0,098 0,083 23,764 34,59 1,735 2,02

4 0,582 0,646 0,116 0,081 22,371 31,07 1,633 2,31

5 0,55 0,611 0,198 0,134 23,66 29,36 2,390 3,35

Media 0,50 0,5312 0,15 0,10 27,35 26,48 2,11 2,618

Como resultado, se puede observar que, existe variación entre los datos

experimentales y los reportados por el modelo; se obtiene un ajuste para un

coeficiente de correlación del 87 % y un R2

del 76 %. Es importante señalar, que en

esta etapa suceden reacciones heterogéneas, afectadas por los efectos difusionales y

las reacciones químicas involucradas, lo que provoca que no exista homogeneidad

en los resultados experimentales cuando se evalúan los rendimientos de los



81

componentes. Algunos autores como (Sun y Cheng, 2002; Lavarack, 2002; Mesa,

2010) coinciden en las diferencias significativas entre las réplicas y obtienen

regresiones en este orden.

En la tabla 3.8 se validan los modelos para la etapa de hidrólisis enzimática. Los

parámetros de ajuste son: conversión de glucosa por celulosa inicial, concentración

de glucosa y rendimiento de glucosa por bagazo inicial.

Tabla 3.8 Resultados comparativos entre experimental y modelo en la etapa de

hidrólisis enzimática.

Puntos

Conversión

gluc/ celi

C gluc(g/L)

g gluc/g bagi

Exptal

Modelo

Exptal

Modelo

Exptal

Modelo

1 0,35 0,38 12,66 12,41 15,02 17,50

2 0,30 0,33 12,76 10,64 15,30 15,00

3 0,32 0,36 12,05 11,35 14,86 16,00

4 0,34 0,37 12,49 12,06 15,06 17,00

Media 0,33 0,36 12,49 11.62 15,06 16,38

En esta etapa se puede observar que existe buen ajuste para un 98,55 % de

coeficiente de correlación y un R2

del 97 %. Los resultados obtenidos para las

condiciones de pretratamiento se mantienen en los límites de reportes anteriores por

(Mesa, 2010) de concentración de glucosa, 13,68 g/L y rendimiento de glucosa por

bagazo inicial de 16,48 %.

En la tabla 3.9 se muestran los resultados comparativos de por ciento de etanol

obtenido a la salida de la fermentación. Se observa que existe correspondencia en

los valores obtenidos por los modelos con los resultados experimentales para un

coeficiente de correlación de 95,41 % y un R2 de 91,04 % de ajuste.

Tabla 3.9 Resultados comparativos a la salida de la fermentación.

Puntos 1 2 3 4

%etanol

Exptal 4,75 4,97 5,19 4,5

Modelo 4,74 4,77 4,85 4,55

Como resultado de la validación se obtiene que los modelos de simulación del

proceso de obtención de furfural y etanol a partir de bagazo, con la incorporación

de los cambios y modificaciones en la etapa de hidrólisis ácida responden



82

satisfactoriamente con el comportamiento del proceso y se pueden utilizar para

posteriores análisis de sensibilidad de variables y parámetros del proceso.

3.2 Aplicación de los modelos en el caso de estudio.

La aplicación de los modelos de simulación se realiza para la determinación de los

balances de masa y energía en las principales corrientes en el proceso integrado de

producción según la propuesta de reconversión y definida según la figura 3.1.

En el caso de estudio se aplica para los flujos de caña de: 5113,64 t/d (450000

@/d), 5681,82 t/d (500000 @/d) y 6818,18 t/d (600000 @/d). La selección de los

flujos se basa en el análisis para las condiciones de molienda del diagnóstico, los

resultados de zafra actuales y la capacidad de molienda máxima del central

azucarero. Se analiza para la producción de etanol de 500 hL/d, 550 hL/d y 600

hL/d. La selección se basa en los flujos de producción actuales y en la capacidad

instalada de producción.

En las tablas 3.10, 3.11 y 3.12 se pueden observar los flujos de las principales

corrientes. En el Anexo 12 se muestran las hojas de resultados obtenidas por el

simulador.

Tabla 3.10. Resumen de las principales flujos de corrientes en el central.

Flujos(t/d)/Caña 5113,64 t/d

(450000 @/d) 5681,82 t/d

(500000 @/d) 6818,18 t/d

(600000 @/d)

AGUA 1506,70 1674,12 2008,93

JF 403,80 516,84 538,35

Cachaza 9,18 11,75 12,23

AZÚCAR 646,87 781,25 862,50

MIELT 161,72 195,31 215,62

BAGAZO 1541,78 1719,30 2055,71

BAG-COG 1200 1200 1200

BAG-SOB 341,78 519,30 855,71

Siendo: AGUA- flujo de agua de imbibición, JF- flujo de jugo de los filtros,

Cachaza- flujo de cachaza, AZÚCAR-flujo de azúcar, MIELT- flujo de miel total,

BAGAZO-flujo total de bagazo obtenido, BAG-COG- flujo de bagazo para

cogeneración, BAG-SOB- flujo de bagazo sobrante para producción.

Tabla 3.11. Resumen de las principales corrientes en la reconversión.

Corrientes Bagazo H2SO4 AGUA1 VAPOR1 PRETF1

Flujo kg/h 6000 166,80 12000 1008,58 18288,46



83

Corrientes DEST-F ENZIMAS SOLR LIQHID LIQHFER

Flujo kg/h 41,66 27,33 756,59 29648,56 43969,38

Siendo: Bagazo- bagazo para hidrólisis, H2SO4- ácido en la hidrólisis, AGUA1-

agua en la hidrólisis ácida, VAPOR1- vapor en la hidrólisis, PRETF1-flujo salida

hidrólisis ácida, DEST-F-destilado de furfural, ENZIMAS-enzimas, SOLR-sólido

residual de la hidrólisis enzimática, LIQHID-líquido de la hidrólisis enzimática,

LIQHFER-líquido hidrolizado a fermentar.

Tabla 3.12. Comparación de flujos de miel a adicionar en la fermentación.

500 hL/d 550 hL/d 600 hL/d

MIEL t/d requerida 6,54 7,20 7,85

MIEL t/d propuesta 3,27 3,60 3,95

De los balances obtenidos se obtiene que, para una adecuada extracción en la etapa

de molienda, es posible obtener bagazo para la cogeneración y sobrante para las

producciones de derivados en tiempo de zafra. Si se considera un tiempo de zafra

de 120 días y 180 días de no zafra y se tiene en cuenta el bagazo requerido para las

producciones de furfural y etanol, de 144 t/d, así como el utilizado para la

reanimación de tableros, de 34 t/d, para un total de 178 t/d, se tienen los siguientes

resultados reportados en la tabla 3.13.

Tabla 3.13. Resultados comparativos de producción de bagazo para la producción

de derivados para tiempo de zafra y no zafra.

Bagazo(t) /Caña 5113,64 t/d

(450000 @/d) 5681,82 t/d

(500000 @/d) 6818,18 t/d

600000 @/d

BAG-acum zafra 19653,6 40956,1 81325,2

BAG-prod no zafra 32040 32040 32040

BAGAZO-req no zafra 12386,4 -8916,1 -48285,2

Siendo: BAG-acum zafra: bagazo acumulado en el tiempo de zafra para producción

de derivados, BAG-prod no zafra: bagazo para producción de derivados en tiempo

no zafra, BAGAZO-req no zafra: bagazo a comprar para producción en tiempo no

zafra.

Al incrementar el flujo de caña, se logra un acumulado de bagazo en tiempo de

zafra, lo cual satisface la producción para tiempo de no zafra. Los valores negativos

responden a que no es necesario comprar bagazo para tiempo de no zafra. Por otra

parte, si se analizan los resultados de la tabla 3.14, se obtienen disminuciones de



84

flujo de miel con la propuesta al comparar con los requerimientos reales de miel si

se considera incrementar la capacidad de producción de etanol.

Tabla 3.14 Resultados comparativos de miel a utilizar considerando la propuesta

de reconversión.

MIEL/ETANOL 500 hL/d 550 hL/d 600 hL/d

MIELT (t/d) 161,72 195,31 215,62

MIEL-real (t/d) 156,96 172,80 188,40

MIEL-prop (t/d) 78,48 86,40 94,2

MIEL-comprar (t/a) 4559,63 4826,25 9275,63

Siendo: MIEL-real: miel sin considerar la propuesta, MIEL-prop: miel

considerando la propuesta, MIEL-comprar: miel a comprar según la propuesta.

La aplicación de los modelos al caso de estudio permite predecir el comportamiento

del proceso ante variaciones de las principales variables. Los resultados de los

balances responden satisfactoriamente a que existen posibilidades de reanimación

de las plantas de derivados según la propuesta de reconversión, beneficiándose los

valores para cuando se incrementa el flujo de caña y la producción de etanol.

3.3 Integración másica en la planta de tableros de fibras.

Del diagnóstico y la determinación de los balances de masa en la planta de tableros

se tiene que no existe recirculación el agua en el proceso, es por ello que el objetivo

es plantear la integración másica para la reducción del uso de agua en el proceso y

disminución de la carga ambiental. Como estrategia de integración se utiliza el

diagrama fuente-sumidero como estrategia de solución de distribución de los flujos

que implica bajos costos y que ha sido evaluada para estos objetivos por varios

autores (González, 2004; Catá, 2006). En la tabla 3.15 se muestran los flujos de

las fuentes y sumideros del proceso.

Función objetivo: NfuenteLmin

NSumideros: unidades que requieren agua fresca como entrada.

NFuentes: unidades que llevan especies de interés (flujos de residuales).

Balance de materiales en la fuente:

SUMIDERON

j

jmm lL1

,

m = 1,2..... Nsumidero j = 1,2..... Nsumidero

Donde: Lm = flujo total de la fuente (m)



85

Balance de materiales en un sumidero:

Donde: lm, j = flujo individual que pasa de una fuente (m) a un sumidero (j)

Balance de composición de entrada a un sumidero:

Nfuente

m

jm

sumidero

j

sumidero

j lZL1

,

Donde: sumidero

jL flujo total que entra al sumidero (j), sumidero

jZ Composición

de entrada al sumidero

Para la intersección de una fuente (m) puede plantearse que:

.int

mmm ZZL Masa removida m = 1,2..Nfuente mZ Composición de la fuente

Tabla 3.15 Flujos y composiciones de las fuentes y sumideros.

Corrientes Flujo de agua

(m3/d)

Composición

(% de fibras)

Fuentes

Máquina formadora 1352,8 0,1

Prensa de vapor 5,01 0,1

Sumideros

Cascada 1143,7 0-2

Maceración 194,3 0,10

Para la solución de la estrategia matemática se utilizó el programa LINGOTM, en

el que fueron planteadas las ecuaciones descritas anteriormente. Los resultados se

muestran en el Anexo 13. En la figura 3.7 se muestra la estrategia gráfica del

diagrama fuente sumidero para el proceso.

.

Figura 3.7 Diagrama fuente-sumidero en el reciclo de agua del proceso

Como resultado de la optimización del modelo se obtiene que, el proceso demanda

1338 m3/d de agua y genera 1357,81 m

3/d de residuales acuosos, es decir, que si se

realiza el reciclo de todas las fuentes, el consumo de agua se reduciría a 0 m3/d y se

verterían 19,81 m3/d. Al tener las fuentes un bajo % de fibras, estas pueden ser

segregadas y recicladas directamente, es decir, no es necesario mezclar fuentes



86

para suplir la demanda de un sumidero determinado. Es importante considerar, que

dada la naturaleza de los residuales de este tipo de producciones no se puede

implementar de manera constante los circuitos cerrados de reciclo. Para ello, se

necesitan realizar limpiezas y mantenimiento periódicos cada tres días

aproximadamente, debido a las posibles obstrucciones del sistema de tuberías.

Se propone que la planta trabaje en reciclo cerrado 2 veces por semana, 8 veces al

mes, equivale a 96 veces en un año, por tanto:

Agua fresca a utilizar sin integración: 1338𝑚3

𝑑×

300𝑑

𝑎=

401400𝑚3

𝑎

Agua fresca a utilizar con integración: 1338𝑚3

𝑑×

20𝑑

𝑚×

12𝑚𝑒𝑠𝑒𝑠

𝑎=

3211200𝑚3

𝑎

Disminución de agua fresca: 401400 − 321120 =80280𝑚3

𝑎

Reducción de agua fresca: 20%

3.4 Evaluación de la fiabilidad y disponibilidad de las instalaciones ante la

reconversión.

Por no encontrarse en operación las plantas y la poca disponibilidad de datos

históricos y de acuerdo con lo planteado por varios autores como (Himmenblau,

1978; Yañez, 2004; Rosa, 1996; Todinov, 2005) en cuanto a las dificultades en la

toma de datos de fallos en las plantas, se hace necesario una estimación de la

fiabilidad partiendo de valores históricos de equipos y plantas con características

similares de operación. Para ello se utiliza la base de datos para plantas de

producción de azúcar y plantas de derivados obtenidas por (Rosa, 1996 y Catá,

2006).

El procedimiento a seguir coincide con lo planteado por (Rosa, 1996; Catá, 2006;

De la Cruz, 2010) presentando los siguientes pasos en la construcción del diagrama

de fiabilidad tanto de las plantas, como del sistema integrado:

1. Establecer los diagramas de flujo de los procesos.

2. Definir las interacciones entre los equipos y secciones de cada proceso para

determinar si responden a una estructura en serie o en paralelo o una

combinación de las mismas. En el caso del complejo integrado se deben analizar

las interacciones entre las plantas.

3. Construir los diagramas de fiabilidad.



87

4. Establecer las funciones de fiabilidad, utilizando las ecuaciones 1.1 a la 1.3

según convenga, considerando las estimaciones de distribuciones de

probabilidad de fallos obtenidas por la literatura y por datos de fallos históricos

de plantas.

5. Determinar la fiabilidad de las plantas por separado e integradas.

En la figura 3.8 se muestra el diagrama de fiabilidad del sistema actual de las

plantas de furfural, tableros y cogeneración a partir de bagazo.

Figura 3.8 Diagrama de fiabilidad de las plantas en el sistema actual.

F (planta de furfural), T (planta de tableros) y Co (planta de cogeneración).

En el Anexo 14, 14.1, 14.2 se muestran los diagramas de fiabilidad de cada planta

por separado, así como las funciones de distribución, probabilidad de fallos y tasa

de fallos de los equipos. Se determinan los valores de fiabilidad para cada equipo y

para las plantas, con ayuda del Excel.

Planta de furfural: 𝑅𝑝𝑓 = 𝑅1𝑓 × 𝑅2𝑓 × 𝑅3𝑓 = 0,72044037

Planta de tableros: 𝑅𝑝𝑡 = 𝑅1𝑡 × 𝑅2𝑡 × 𝑅3𝑡 × 𝑅4𝑡 × 𝑅5𝑡 = 0,882853

Planta de cogeneración: 𝑅𝑝𝑐𝑜 =0,92635

Planta de etanol: 𝑅𝑝𝑐𝑜 = 0,882940

Los valores de fiabilidad de las plantas bajo estudio son inferiores al 90%, solo la

planta de cogeneración muestra valores por encima. Para las plantas que se

encuentran paralizadas, la fiabilidad se ve afectada por el estado técnico de los

equipos, la depreciación y la vida útil de la instalación.

Estas plantas tienen implicado sistemas auxiliares con varios elementos móviles,

como bombas, motores, transportadores de bagazo, los cuales tienen mayores

probabilidades de fallos en el proceso operacional. La fiabilidad está estrechamente

vinculada con la disponibilidad de la instalación, disminuyendo también la

capacidad de producción de la planta.

F

T

Bagazo

Co



88

A continuación en la figura 3.9 se muestra el diagrama de fiabilidad del sistema

para la propuesta de reconversión. El diagrama varía cuando se compara con el

sistema actual figura 3.8 debido a la adaptación de la propuesta de reconversión,

que define el digestor como centro del sistema, seguido de la operación en paralelo

de las plantas de furfural y etanol, así como la planta de tableros con el

aprovechamiento de los residuales de dichas producciones.

Figura 3.9 Diagrama de fiabilidad de las plantas en el sistema reconvertido.

Siendo: D (digestor de hidrólisis acida del bagazo), F (planta de furfural), Et (planta

de etanol de bagazo), T (planta de tableros), Co (planta de cogeneración)

En el Anexo 15 se muestra el diagrama de fiabilidad de las plantas de furfural y

etanol en paralelo, así como las tablas de probabilidad de fallos para los equipos

instalados y los nuevos a incorporar.

Tabla 3.16 Fiabilidad de las plantas y del sistema reconvertido e integrado.

Sistema Fiabilidad

RB+Estera 39,19

Digestor paralelo 86,96

Planta de furfural 77,90

Planta de etanol 87,85

Planta de tableros 88,29

Planta de cogeneración 92,64

Sistema reconvertido 79,87

De la tabla 3.16, se observan bajos valores de fiabilidad en los equipos y las plantas

por separado, siendo más sensibles a disminuciones de la fiabilidad, la planta de

furfural y etanol debido a la adaptación de la propuesta de reconversión, la

disposición de equipos a utilizar en ambas producciones y que se incremente las

F

E

t

Bagazo D T

C

oo



89

probabilidades de fallos en los equipos. La fiabilidad del sistema reconvertido es

del 79,87%.

Para la adaptación de la propuesta, resulta importante incrementar la fiabilidad del

sistema reconvertido e integrado. Como se plantea en el epígrafe 1.2.3, uno de los

métodos más usados de aumentar la fiabilidad es la redundancia en paralelo, es

decir, donde sólo debe operar una unidad, colocar varias que reduzcan el fallo y

utilizar esquemas que utilicen almacenamientos intermedios. Las redundancias

implican costos inversionistas de equipos, por lo que es recomendable comenzar

con equipos menos costosos e ir incrementado en la medida de las posibilidades

técnico-económicas de cada instalación (Shooman, 1967; Rosa, 1996; Catá, 2006;

Todinov, 2005). El flujo puede dividirse en dos subsistemas, productores y

consumidores divididos por el almacén. El almacén sirve de redundancia para la

compensación de fallos de productores y consumidores.

En las plantas de furfural y etanol de bagazo, se proponen redundancias en los

nuevos equipos de bombeo de residuales de líquido acoplados en paralelo y en los

tanques de líquido los cuales implican menor costo de inversión en el sistema. En la

tabla 3.17 se muestran las redundancias y el costo que implican las mismas.

Tabla 3.17 Cantidad de equipos para la reconversión y los costos que implican el

incremento de la fiabilidad.

Equipos

Cantidad

reconversión

Costo total

CUC

Cantidad

redundancia

Costo total

CUC

Filtros de separación 2 10085,86 2 10085,86

Bombas líquido residual 6 7867,35 12 15734,70

Hidrolizadores enzimáticos 3 283012,56 3 283012,56

Esteras de sólidos 2 30726,34 2 30726,34

Tanques líquido residual 6 259351,09 12 518702,18

Costo total equipos

591043,10 858261,65

Se proponen almacenamientos intermedios en los esquemas de fiabilidad de cada

planta, así como en el sistema integrado. Los almacenamientos se consideran con

fiabilidad del 100%.

En la figura 3.10 se muestra el diagrama de fiabilidad del sistema reconvertido e

integrado con almacenamientos intermedios y con redundancias.



90

Figura 3.10 Diagrama de fiabilidad del sistema reconvertido e integrado con

almacenamiento intermedio. A1,2,3,(almacenamientos intermedios en las plantas de

furfural y etanol), A4(almacenamiento intermedio para la planta de tableros),

A5(almacenamiento inicial).

Tabla 3.18 Fiabilidad de las plantas y del sistema reconvertido e integrado con

redundancias y almacenamiento intermedios

Sistema Fiabilidad

RB+Estera 39,20

Digestor paralelo 86,96

Planta de furfural 83,76

Planta de etanol 88,29

Planta de tableros 88,28

Planta de cogeneración 92,63

A3 1

A4 1

A5 1

Sistema reconvertido 89,15

La fiabilidad de las plantas de furfural y etanol se incrementa de un 77,9% a un

83,76% y de un 87,85 a un 88,29% respectivamente. La fiabilidad del sistema

reconvertido e integrado, con la utilización de redundancias y almacenamientos

intermedios se incrementa de un 79,87% a un 89,15%.

Bagazo D T

Co

F

A1

Et

A2

A3

A4

A5



91

3.5 Evaluación económica de la adaptación de los nuevos productos y


El análisis de factibilidad se realiza bajo una concepción económica global que

involucra varios escenarios de comparación, dependiendo fundamentalmente de

variaciones en la disposición de la materia prima fundamental, caña de azúcar, la

producción de etanol, precio, así como la fiabilidad y disponibilidad del sistema

reconvertido e integrado.

A continuación, en la figura 3.11, se describe de manera esquemática la concepción

económica abordada:

Figura 3.11 Esquema económico de análisis para la reconversión.

Ganancia global= Ingresos globales – Gastos globales

Gastos globales= Costos de producción total + Gastos varios + Depreciación

Costos de inversión= costo de reanimación + costo nuevos equipos

Se consideran constantes las siguientes condiciones:

-Producción de furfural: 1 t/d

-Producción de tableros: 14.6 m3/d

- Electricidad producida: 8 MW

-Electricidad entregada al SEN: 1.5 MW

- Cantidad de bagazo necesario para hidrólisis del bagazo: 144 t/d

- Cantidad de bagazo necesario para tableros de fibras: 34 t/d

- Se consideran los flujos de materias primas y salidas obtenidos de la aplicación de

los modelos de simulación según las tablas 3.9 a la 3.13.

- Se considera una zafra de 120 días y un tiempo de no zafra de 180 días.

- Relación de consumo de productos químicos en la planta de tableros: sulfato de

aluminio, 15 kg/m3, sulfato de cobre, 4 kg/m

3, parafina, 10 kg/m

3.

Ingresos Globales

Escenarios de comparación

Costos de producción Costos de inversión

Gastos varios Depreciación

Azúcar

Electricidad

Etanol

Furfural

Tableros

Precio

Ganancia global

VAN, TIR, PRD

Gastos Globales



92

Los costos de inversión considerando la fiabilidad del sistema con la reconversión

para los valores obtenidos se muestran en la tabla 3.19.

Tabla 3.19 Costos de inversión considerando la fiabilidad.

Costos CUC

(79% fiabilidad)

CUC

(89% fiabilidad)

Costos de inversión 4756852,69 6167766,05

Es importante señalar que la consideración de la fiabilidad en el análisis

económico, influye directamente en la disponibilidad del sistema y por

consecuencia en la capacidad de producción de la planta. Por ejemplo, si la

fiabilidad de la planta fuera del 100 %, para un día de trabajo sin fallo, durante 300

días al año la capacidad de la planta fuera la máxima permitida. Por tanto, al

considerar la fiabilidad de la planta con la reanimación y reconversión, la

disponibilidad de los equipos disminuye y por ende la capacidad de producción real

de la planta.

En la tabla 3.20 se muestran los principales datos de los precios de las materias

primas y productos principales.

Tabla 3.20 Datos de precios de las materias primas y productos

Precios de los productos Valor Referencias

Precio del furfural (CUC/t) 1200 Quiminet, 2012

Precio de los tableros (CUC/m3) 300 AZCUBA, 2012

Precio del etanol (CUC/hL) 80 AZCUBA, 2012

Precio del azúcar (CUC/t) 500 MINCEX, 2012

Precio de la electricidad (CUC/kWh) 0,06 UNE, 2012

Precios de las materias primas Valor

Precio de la caña (CUC/t) 86 AZCUBA, 2012

Precio del bagazo (CUC/t) 7 AZCUBA, 2012

Precio de la miel (CUC/t) 85 AZCUBA, 2012

Precio de la enzima (CUC/t) 1000 Quiminet, 2012

Antes de analizar el impacto de la reconversión, se determina el análisis económico

considerando la reanimación de las plantas, manteniendo la producción de etanol

por la vía tradicional sin adición de licor hidrolizado de bagazo.

A continuación en la tabla 3.21 se muestran los resultados obtenidos, para

incrementos del flujo de producción de etanol y el flujo de caña.

Costo de la reanimación = 1636144,55 CUC



93

Tabla 3.21 Análisis económico considerando solo la reanimación.

Caña Etanol hL/d Ingresos CUC Gastos CUC Ganancia CUC

5113,64 t/d

(450000 @/d)

500 44130606,33 46218955,67 -

550 45078606,00 46551348,17 -

600 46544260,05 47409409,03 -

6818,18 t/d

(600000 @/d)

500 55250760,01 54764009,12 -

550 57103710,00 60284091,22 -

600 57162960,10 60611447,47 -

Para todas las variantes los resultados ofrecen ganancias negativas, por lo que no es

factible económicamente si se considera la reanimación solamente, al analizar

incrementos de flujos de caña y producción de etanol.

Para la evaluación económica de la propuesta de reconversión, primeramente se

analiza incrementado el flujo de producción de etanol para la capacidad de la planta

de 600 hL/d. En la tabla 3.22 se consideran variables los incrementos de flujo de

caña y la fiabilidad del sistema según los valores obtenidos.

Tabla 3.22 Análisis económico considerando la reconversión.

Caña Fiabilidad Ingresos

(CUC)

Gastos

(CUC)

Ganancia

(CUC)

TIR

(%)

PRD

años

5113,64

t/d

0,79 46544260,05 45410911,88 1133348,2 34 3,8

0,89 51945101,1 50502977,61 1442123,5 37 3,4

6818,18

t/d

0,79 57162960 58634719,34 - - 20

0,89 64395360 65896924,46 - - 20

De la tabla 3.22 se observan buenos resultados económicos para menores flujos de

caña y para los dos valores de fiabilidad, siendo mejores los que consideran el 89%

de fiabilidad. No se obtienen ganancias al considerar incrementos de flujo de caña a

6818,18 t/d (600000 @/d). Es importante recordar, que técnicamente según los

valores obtenidos de los modelos, los resultados respondían a que, si se

incrementaba el flujo de caña se obtenía mayor acumulado de bagazo para tiempo

no zafra. Sin embargo, en las actuales condiciones, los resultados económicos no

favorecen para incrementos mayores de flujo de caña ya que son muy sensibles a

los precios actuales de la caña.



94

Precisamente, como la tendencia en los próximos años es al incremento del flujo de

caña para la producción de azúcar, etanol y derivados, se realiza un tercer análisis

económico. Para el mismo se plantea un diseño factorial 24, el cual involucra las

variables sensibles en este caso, como son: flujo de caña, flujo de etanol, precio del

azúcar y la fiabilidad del sistema para la propuesta de reconversión.

En la tabla 3.23 se muestran los niveles definidos para cada variable y en la tabla

3.24 los resultados obtenidos para las variables respuestas económicas y los

indicadores dinámicos de factibilidad en cada caso.

Tabla 3.23 Variables y niveles definidos para el análisis económico.

De la tabla 3.24 se puede observar, la influencia de las variables en los resultados

económicos para cada punto. Por ejemplo, se observa como el aumento del flujo de

caña conjuntamente con la producción de etanol, considerando la fiabilidad del

sistema reconvertido, solo es factible económicamente si aumenta el precio del

azúcar en el mercado (punto 3 y 7). Sin embargo, al aumentar el flujo de etanol con

menor flujo de caña, considerando la fiabilidad del sistema reconvertido y

variabilidad en los precios del azúcar resulta factible (puntos 1, 6, 8, 9). También

resultan factibles los resultados para los puntos 10, 13 cuando se mantienen las

mismas condiciones anteriores pero la producción de etanol es menor.

Variables Nivel inferior Nivel superior

Etanol hL/d 500 (-1) 600 (1)

Caña t/d 5113,64 (-1) 5681,82 (1)

Fiabilidad 0,79 (-1) 0,89 (1)

Precio azúcar (Paz) CUC/t 500 (-1) 510 (1)

CAPÍTULO 3. EVALUACIÓN TÉCNICA-ECONÓMICA DE LA PROPUESTA DE RECONVERSIÓN

95

Tabla 3.24 Variables económicas e indicadores dinámicos para cada punto del diseño del análisis económico.

No Etanol Caña PAz Fiabilidad Ingresos(CUC) Gastos(CUC) Ganancia(CUC) TIR(%) PRD años

1 1 -1 1 -1 47218163,18 45410911,88 1807251,30 54 2,2

2 1 1 -1 -1 49756710,00 49451575,51 305134,49 5 15

3 1 1 1 1 56885985,00 55551357,36 1334627,64 34 3,8

4 -1 1 -1 1 54983610,00 55366960,48 - - 20

5 -1 1 1 -1 49549335,00 49287897,39 261437,62 3 15

6 1 -1 1 1 52697219,85 50502977,61 2194242,24 56 2

7 1 1 1 -1 50497335,00 49451575,1 1045759,49 31 4,2

8 1 -1 -1 1 51945101,10 50502977,61 1442123,49 37 3,4

9 1 -1 -1 -1 46544260,05 45410911,88 1133348,17 34 3,8

10 -1 -1 1 -1 46259723,18 45245431,22 1014291,95 30 4,3

11 1 1 -1 1 56051610,00 55551357,36 500252,64 10 20

12 -1 1 -1 -1 48808710,00 49287897,39 - - 20

13 -1 -1 1 1 51627539,85 50318290,67 1309249,18 34 3,8

14 -1 -1 -1 1 50875421,10 50318290,67 557130,43 12 15

15 -1 1 1 1 55817985,00 55366960,48 451024,52 9 20

16 -1 -1 -1 -1 45585820,05 45245431,22 340388,83 7 20

CAPÍTULO 3. EVALUACIÓN TÉCNICA-ECONÓMICA DE LA PROPUESTA DE

RECONVERSIÓN

95

Figura 3.12 Diagrama de Pareto para la variable respuesta Ganancia.

La fiabilidad del sistema reconvertido, sin y con redundancias influye en menor

cuantía con respecto a las otras variables, lo cual favorece a la propuesta de

reconversión, aún cuando se incrementen los gastos para incrementar la fiabilidad y

por concepto de mantenimiento.

Como resultado se obtiene mayores por cientos de significación en las variables

caña, etanol, precio del azúcar y fiabilidad, en orden descendiente. No siendo

significativo el efecto de las variables entre sí. El modelo de la función objetivo

ganancia se obtiene para un R2

del 99,22% y un R2 ajustado del 97,68% (Anexo

16).

𝑮𝑎𝑛𝑎𝑛𝑐𝑖𝑎 = 856016 + 364326 × 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 − 368737 × 𝐶𝑎𝑛𝑎 + 321219 × 𝑃𝑎𝑧 + 117565𝐹𝑖𝑎𝑏𝑖𝑙𝑖𝑑𝑎𝑑

× 𝑃𝑎𝑧 − 55162 × 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 × 𝐶𝑎𝑛𝑎 + 53908.6 × 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 × 𝑃𝑎𝑧 + 29904.2 × 𝐸𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙 × 𝐹𝑖𝑎𝑏𝑖𝑙𝑖𝑑𝑎𝑑

−35286.4 × 𝐶𝑎𝑛𝑎 × 𝑃𝑎𝑧 − 33368.2 × 𝐶𝑎𝑛𝑎 × 𝐹𝑖𝑎𝑏𝑖𝑙𝑖𝑑𝑎𝑑 + 27485.5 𝑃𝑎𝑧 × 𝐹𝑖𝑎𝑏𝑖𝑙𝑖𝑑𝑎𝑑

El óptimo en ganancia para este análisis económico es para mayor producción de

etanol, menor flujo de caña, mayor precio de azúcar y mayor fiabilidad del sistema

reconvertido, el cual coincide con los mayores por cientos de TIR y menor PRD de

2 años.

En las actuales circunstancias, se pueden tomar algunas medidas para la

reconversión de la industria en función de las propuestas planteadas en el trabajo

como son:

Standardized Pareto Chart for Ganancia

0 3 6 9 12 15

Standardized effect

CD

AD

BD

BC

AC

AB

D:Fiabilidad

C:PAz

A:Etanol

B:Cana

CAPÍTULO 3. EVALUACIÓN TÉCNICA-ECONÓMICA DE LA PROPUESTA DE

RECONVERSIÓN

95

- Mantener los incrementos de siembra de caña en los centros de acopio y

cooperativas agrícolas para fortalecer al desarrollo y aprovechamiento integral de la

caña en productos y coproductos, dado los actuales precios en el mercado.

- Lograr rendimientos agrícolas y aprovechar la paja de caña hacia el

fraccionamiento de la misma en productos de alto valor agregado (glucosa, xilosa).

-Mejorar la eficiencia tecnológica en todas las etapas del proceso fabril,

fundamentalmente en la etapa de molienda, para una buena extracción del jugo y la

obtención de bagazo como producto principal en la biorrefinación.

-Lograr una adecuada eficiencia energética, buena combustión en las calderas, para

mantener el consumo requerido de bagazo para cogeneración.

-Fortalecer el mantenimiento preventivo y sistemático de los equipos, “mejorar los

equipos reparables” para mejorar la fiabilidad y disponibilidad de las plantas.

- Trabajar hacia una gestión de la calidad en todas las producciones. De manera que

cada etapa u operario responda por la calidad de producto.



97


1. Los modelos simulados de la biomasa responden satisfactoriamente con el

comportamiento del proceso y permiten un análisis de la sensibilidad de las

variables, logrando ahorros en experimentos y en la toma de decisiones.

2. Para una adecuada extracción en la etapa de molienda es posible obtener una

cantidad de bagazo total para la cogeneración y sobrante para las producciones

requeridas en la propuesta de reconversión. Este criterio está sujeto a condiciones

reales de cada empresa azucarera, considerando disponibilidad de tierra para la

siembra de caña, acopio de caña en el complejo y eficiencia en el proceso

tecnológico.

3. La utilización del licor hidrolizado de bagazo para la producción de etanol

permite disminuir el flujo de miel para la producción de etanol en tiempo de zafra y

no zafra.

4. La fiabilidad del sistema reconvertido es del 79%, pero al incrementar la misma

con la utilización de redundancias y almacenamientos intermedios se alcanza un

89%.

5. La integración másica en el proceso de producción de tableros, permite recircular

agua de la máquina formadora, a la cascada y a la etapa de maceración, supliendo

las necesidades del consumo de agua fresca en un 20% en el proceso.

6. Del análisis de factibilidad económica de adaptación de la propuesta de

reconversión se obtienen los mejores resultados para incrementos del flujo de

etanol, con menor flujo de caña de alimentación, considerando la fiabilidad del

sistema reconvertido e incrementos del precio del azúcar en el mercado.

CONCLUSIONES

98

1. La estrategia para la reanimación y reconversión de una industria de la caña de

azúcar con la incorporación de la producción de etanol y coproductos a partir

del bagazo permite aprovechar las capacidades e instalaciones de manera

integrada en condiciones de tecnologías más limpias.

2. La reconversión e integración de las tecnologías de producción de azúcar,

electricidad, furfural, tableros y etanol hacia el concepto de biorrefinería

permite: la reanimación de las plantas con la utilización de la mayoría de los

equipos instalados requiriendo mínimas inversiones y una tecnología

ambientalmente compatible.

3. La modificación en la tecnología de producción de furfural permite un

aprovechamiento de los residuales en la incorporación de la producción de

etanol de residuos lignocelulósicos.

4. La utilización de nuevos sustratos azucarados como el licor hidrolizado de

bagazo permiten incrementar la producción de etanol con una reducción de miel

para tiempo de zafra y no zafra.

5. Es posible la obtención de tableros de fibras a partir de residuales sólidos

celulósicos de las producciones de furfural y etanol. La integración de estas

producciones resulta importante hacia el aprovechamiento de estos residuales.

6. El impacto económico de la reconversión se favorece para incrementos del flujo

de etanol, con menor flujo de caña, considerando la fiabilidad del sistema

reconvertido con incrementos del precio del azúcar. Al considerar la fiabilidad,

los resultados son satisfactorios aún cuando se incrementan los gastos por

redundancias y mantenimiento en las plantas de derivados.

RECOMENDACIONES

99

1. Valorar la estrategia de reconversión propuesta para el desarrollo prospectivo de

la industria azucarera y sus derivados con el objetivo de aprovechar y rescatar las

plantas de derivados que se encuentran paralizadas o con déficit de producciones en

el país.

2. Lograr incrementos de siembra de caña de azúcar para fortalecer el desarrollo de

las diferentes producciones evaluadas.

3. Continuar evaluando los diferentes procesos productivos tratados en el trabajo

para lograr mejoras en la implementación y adaptación en otras industrias de la

caña de azúcar.

4. Continuar trabajando en la optimización de las formulaciones de los tableros de

fibras y partículas a partir de residuales celulósicos de las producciones de furfural

y etanol de bagazo.

5. Trabajar en la optimización de los diagramas de fiabilidad de los sistemas

reconvertidos e integrados.

6. Incorporar estos resultados en los estudios prospectivos de desarrollo de la

biomasa lignocelulósica en el concepto de biorrefinería.

BIBLIOGRAFÍA

100

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Monografía. Dpto. Métodos Estadísticos. Universidad de Zaragoza.

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Anexo 1. Diagramas de flujo de las plantas de furfural y tableros a partir de bagazo.

Planta de Furfural

Planta de Tableros de fibras

116

Anexo 2. Caracterización del residual de la fábrica de tableros de fibras.

Parámetro Rango

pH 3 – 4

Fosfatos (g/L) 30-80

Temperatura 40 – 45

DQO total (g/L) 34 – 40

DQO soluble (g/L) 30 – 35

SST (g/L) 1,5 – 4

% Volátiles 95

Azúcares Totales (g/L) 20 – 30

Azúcares reductores (g/L) 13 – 18

Ácido acético (g/L) 0,75 – 4

NH4 (mg/L) 9 – 13

Cloruros (g/L) 0,5

117

Anexo 3. Características de los equipos instalados en la planta de furfural.

T-D1 Digestor de bagazo integral: Cantidad: 3, Volumen: 20 m3, Posición: vertical, material acero al C

y acero inoxidable, Capacidad: 2.8 t, diámetro: 1 m, Largo: 50 m, Año de Explotación: 3 años

T-CE Condensadores enfriadores de condensado furfurílico: diámetro: 0.78 m, Largo: 2.6 m, tubo y

carcaza, acero inoxidable, zona de los tubos agua, zona de la carcaza vapores furfurílicos, Años de

explotación: 3 Años

BC-H Bomba de condensado de hidrólisis: cantidad: 2, tipo IL-40/250 ITUR, Española, hierro

fundido y acero inoxidable, flujo: 16 m3/h, altura: 25 m, motor 4.8 kW 1690 rpm. Años de


T-C-H Tanque condensado de hidrólisis: cantidad: 1, altura: 2.15 m, diámetro: 1.5m, volumen útil: 3.5

m3, material acero inoxidable. Años de explotación: 3 Años

T-C-D Tanque de condensado destilación: cantidad: 5, capacidad: 40 m3, material acero inoxidable,

altura: 4.45 m, diámetro: 3.480 m. Años de explotación: 3 Años

BC-1 Bomba de condensado etapa de destilación: cantidad: 2, tipo IL-40/250 ITUR, Española, hierro

fundido y acero inoxidable, flujo: 16 m3/h, altura 25 m, motor 4.8 kW 1690 rpm. Años de


T-CD1 Calentador: largo 3594 mm, posición de trabajo horizontal, calor transferido 157 kW, área 27 m2,

zona de los tubos condensado furfurílico, zona de la carcaza efluente de la columna despojadora

Años de explotación: 3 Años

T-CD2 Calentador: largo 2816 mm, posición de trabajo horizontal, calor transferido 460.5 kW, área 18.3

m2, zona de los tubos condensado furfurílico, zona de la carcaza vapor saturado, Años de


T-CPM Condensador parcial de metanol: largo 4800 mm, diámetro de los tubos 32 mm, diámetro 840

mm, posición de trabajo horizontal, zona de los tubos agua de enfriamiento, zona de la carcaza

vapores de metanol, Años de explotación: 3 Años

T-CEM Condensador parcial de metanol: largo 1528 mm, altura 677.5 mm, ancho 491.5, zona de los

tubos agua de enfriamiento, zona de la carcaza vapores de metanol, Años de explotación: 3 Años

TT-M Tambor de tope de metanol: largo 948 mm, ancho 520 mm, altura 905 mm, material acero

inoxidable, volumen 0.1 m3, Años de explotación: 3 Años

T-EM

Enfriador de mezcla azeotrópica: tipo tubo en tubo, flujo manipulado por los tubos mezcla

azeotrópica, diámetro de los tubos 32 mm, material acero inoxidable. Años de explotación: 3

Años

T-DM Decantador de Mezcla azeotrópica: altura 2710 mm, ancho 752 mm, volumen 0.6 m3, P=1 atm,

T=35 0C, Años de explotación: 3 Años

T-F Tanque de Furfural crudo: altura 2000 mm, diámetro 1000mm, capacidad útil 1.5 m3, acero

inoxidable, Años de explotación: 3 Años

BF Bomba de Furfural Crudo: tipo NP-32/250, cuerpo hierro fundido, impulsor acero inoxidable,

altura 28 m, motor 4.6 kW 1710 rpm, Años de explotación: 3 Años

T-TR Tanque de Resina: capacidad 350 L, diámetro 700 mm, altura 900 mm, temperatura de trabajo

110 0C, presión de trabajo 0.08 atm, presión del vapor en la chaqueta 3 atm, temperatura en la

chaqueta 134 0C, acero inoxidable, Años de explotación: 1 Año

BR Bomba de Resina: tipo NP-32/250, altura 25 m, flujo 9.2 m3/h, motor 3.44 kW 1680 rpm, cuerpo

hierro fundido, impulsor acero inoxidable, Años de explotación: 1 Año

TR Tanque de Resina: largo 2923 mm, ancho 1090 mm, vertical, material acero inoxidable

CDF Columna de destilación: Número de platos 30, diámetro 2 m, altura, 20 m, distancia entre platos

0.6 m, material acero inoxidable

Columna rectificadora: área 15 m2, diámetro 0.5 m, largo 2.4 m, 4 secciones. Número de platos

20

CDE Columna de destilación etanol: número de platos 24,

Columna rectificadora: número de platos 52

118

Anexo 3.1 Listado de la defectación en la planta de furfural.

Área de del rompe bulto.

Equipo Cantidad Descripción técnica Costo CUC

Motor del rompepacas 1 22 kW rpm 1170, 440

V

3323,72

Motor de la estera del rompepaca 1 5,5 KW 1750 rpm, 440

V, 30 A

402,00

Correas 6 42,00

Cadena motriz doble 1 100,00

Tapacete 1 50,00

Barandilla 1 4 m 100,00

Conexiones eléctricas 221,62

Subtotal 3937,37

Área de alimentación de bagazo.

Equipo Cantidad Descripción técnica Costo CUC

Tapacete al motor del conductor 5 1 Protección del motor 50,00

Guarda copling del motor del cond. 5 1 Protección del coupling 20,00

Instalaciones eléctricas del cond. 5 Cables, interruptores 400,92

Tablillas metálicas del cond. 4 10 40,00

Tapacete al motor del conductor 4 Protección del motor 50,00

Guarda copling del motor del cond. 4 Protección del copling 20,00

Instalaciones eléctricas del cond. 4 Cables, interruptores 106,00

Motor del cond.6 1 Potencia 10 kW, 1200 rpm,

50 A, 440 V

309,66


Tornillos para cond. 6 100 100,00

Correas de transmisión del cond.7 3 270,00


Motor del cond. 8 1 7,5kW, 1750 rpm 930,00

Cadena Motriz del cond. 8 1 Cadena de transmisión 75,00

Piso bajo el cond. 8 20 m

500,00

Reconstrucción cond. 8 6 m 435,00

Subtotal 3614,79

Área de los digestores.

Equipo Cantidad Descripción

técnica

Costo

CUC

Embudo del conductor Numero 2 1 50,00

Juntas 4 2000,00

cuñas de los digestores 2 200,00

cierres hidráulicos 1440,00

Mangueras 10 m 120,00

Sistema de instrumentación 1200,00

Spray 50 2500,00

sistema de enfriamiento de las bombas 100,00

motor de la bomba que

impulsa al condensado a la destilación

120,00

Aislante térmico a los digestores 1200,00

Aislante térmico a las tuberías de vapor 2400,00

Atemperador de vapor 1 500,00

Alumbrado 1 400,00

Hidráulicos grandes 4 1200,00

Hidráulicos pequeños 4 1200,00

119

Ariete Hidráulico 100,00

Junta para condensador 50 m de 1/8

por 1 metro de

diámetro

250,00

válvulas de condensado 10 de 3” 3575,00

válvulas de vapor 10 de 4” 3910,00

Tubos de nivel visual 10 200,00

Sistema de enfriamiento

SPRAY 50 2500,00

Ventiladores 2 2040,00

Universales 4 de ½’ acero al

carbón

24,40

Válvulas 4 de ½’ acero al

carbón

269,83

Codos 4 De ½’ acero al

carbón

21,60

Sistema de extracción de gases del digestor

válvulas 6 2’ acero inoxidable 1200,00

Motores 2 2292,25

ESTRUCTURA DE PISOS Y TECHOS

chapa de pisos 350 m2 6700,03

metros de cubierta 1 000 m 727,00

barandas y pasa manos 700 m 7000,00

vigas en mal estado 15 90,00

Pintura estructura de la nave 60,00

Subtotal 51315,68

Instrumentación de hidrólisis.

Equipo Cantidad Característica Costo CUC

Válvula automática 1 3’ doble asiento 300,00

Autómata 1 Sistema MINAZ

Computadora 1 Standard 800,00

captadores de presión 3 0-25 kg/cm2 45,00

Termoresistencias 6 PT. 100 60,00

Convertidores de temperatura. 6 0 a 300 grados, salida de 4 a 20

mA

90,00

Posicionadores electroneumáticos 5 75,00

Termómetros de capilares 5 5mtr de 0 a 400 grados 75,00

Manómetros 5 0 a 25 kgf/cm2 75,00

tuberías flear 50 m 6 u 8 mm 200,00

Nudos 10 ¼

10,00

Cables 100 m

2x1,5 60,00

Cables 20 m 2,5x1,5 12,00

Filtros reguladores de aire 5 25,00

Subtotal 1953,00

Sistemas eléctricos de la hidrólisis.


Motor 1 1 10 kW y 1200 rpm 804,00

Motor 2 6 7,5 kW y 1200 rpm 536,00

Motor 3 1 15 kW y 1600 rpm 938,00

Motor 4 2 4 kW y 1800 rpm 361,80

Breaker 1 3 50 kW 10,50

Breaker 2 6 30 kW 18,00

120

Breaker 3 2 20 kW 6,00

Magnético 1 3 30 kW 18,00



Compensador 2 250,00

Botonera 7 32,00

Cable 250 m 4 mm 2000,00

Subtotal 5339,80

Situación área de destilación.


Naves y pisos

Chapa 70 m Corrugada 921,76

Tuberías y equipos

Tornillos 50 16’ inoxidables 37,50

Tornillos 100 12’ inoxidables 50,00

Tuberia 10 m ¼’ inoxidable 107,20

Tuberia 15 m ½’ 160,8

Tuberias 10 m 1 ½’

120,60

Tanque 3 cilíndrico vertical inoxidable, uso furfural 36 m3 48510,20

Tapa al

calentador

1 200,00

Amianto para columnas rehervidoras, calentadores y tuberías de

vapor

3600,00

Subtotal 54408,06

Instrumentación de la destilación.

Equipo Cantidad Características Costo CUC

Autómata 1 Sistema de registro y control de la

operación. Sistema MINAZ

1000,00

computadora 1 Normal. 800,00

Cables 50 m 2x1,5 30,00

Cables 30 m 2,5x1,5 18,00

termoresistencias 8 PT. 100. de 0 a 150 0C 80,00

convertidores de temperatura 8 0 a 150 0C 120,00

Posicionadores 10 Electroneumáticos. de 4 a 20 mA 150,00

Válvula automática 1 Automática de doble asiento de 3’. 300,00

Válvula reductora 1 3’ de 250 a 25 kgf/cm2 380,60

captador de presión 1 0 a 25 kgf/cm2 15,00

manovacuometros 8 120,00

manómetros de presión 4 0 a 4 kgf/cm2 60,00

manómetros de bulbo 4 0 a 25 kgf/cm2 80,00

Subtotal 3681,09

Laboratorio químico de Furfural


Estufa 1 2363,57

Plancha de calentamiento 1 500,00

Baño de María 1 650,00

Disolutor magnético 1 450,00

Balanza analítica 1 1200,00

Balanza técnica 1 800,00

Destilador de agua 1 1663,57

Cristalería 200,00

Subtotal 11270,74

121

Anexo 4. Características técnicas de los equipos instalados en la planta de tableros.

T-TR-1-1 Transportador de rastrillo para bagazo integral: Ancho del transportador 1 m, Largo 50 m, Volumen de

trabajo 25 t/h, Material Acero CT3. Año de Explotación: 10 años

T-M-3-1 Molino desmedulador: Ancho 1.94 m, Largo 2.00 m, Alto total 4.50 m, Volumen de Trabajo 25 t/h,

Material Ac CT3, Años de explotación: 10 Años

T-TR-1 Transportador de rastrillo número 1: Ancho 1.00 m, Largo 50.00 m, Volumen de Trabajo 25 t/h,

Material Ac CT3, Años de Explotación: 5 Años

T-TR-2 Transportador del rastrillo número 2: Ancho 1 m, Largo 30 m, Volumen de trabajo 25 t/h, Material Ac

CT3, Años de Explotación: 5 años

T-D1 Digestor estacionario vertical: Cantidad, 3, Diámetro 2.00 m, Altura total 5.00 m, Volumen de Trabajo

3.2 T bs, Material Acero Inoxidable, Años de Explotación 35 años.

T-TT

Transportador de tablilla número 7: Ancho 2.00 m, Largo 35.00 m, Material Ac CT-3, Años de

Explotación 5 años

T-TR Transportador de Rastrillo Número 3 y numero 4: Ancho 1.00 m, Largo 20.00 m, Material Ac CT-3,

Años de Explotación 5 años,

T-TB Transportador de banda de 24 pulgadas: Ancho de la banda 61 cm, Largo 30 m, Material Ac CT-3 y

Goma, Años de Explotación 2 años,.

T-TM Tanque de Masa: cantidad, 2; Diámetro 4.8 m, Altura Total 3.00 m, Volumen de Trabajo 80.0 m3,

Material Hormigón, Espesor del Cuerpo 100 mm, Años de Explotación 5 años,

T-BP Bomba de Pulpa: Cantidad: 2 Flujo 250 m3/h, Carga 25 m, Material Acero Inoxidable, Tipo Impelente

abierto, Procedencia Polonia, Años de Explotación 5 años.

T-CU Cuba: Ancho 1.25 m, Largo 6.35 m, Alto total 1.36 m, Material Ac CT-3, Años de Explotación 2 años.

T-TRD Transportador de Rastrillo( Drenaje ): Ancho 1.00 m, Largo 6.50 m, Material Ac CT-3, Años de

Explotación 2 Años,

T-R Refinador RR70: Cantidad, 2; Volumen de Trabajo 48 t/h, Material Acero Inoxidable, Procedencia

Polonia, Años de Explotación 5 años

T-DD Depósito de Descarga del refinador: Ancho 1.60 m, Largo 3.00 m, Alto 1.00 m, Material Hormigón,

Años de Explotación 2 años.

T-BP Bomba de Pulpa Alimentadora del Tanque de Masa: Flujo 140 m3/h, Carga 25 m, Tipo Impelente

Abierto, Material Acero Inoxidable, Procedencia Polonia, Años de Explotación 3 años

T-BP Bomba de Pulpa: cantidad, 2 Número 1: Flujo 140 m3/h, Carga 25 m, Tipo Impelente Abierto, Material

Acero Inoxidable, Procedencia Polonia, Años de Explotación 5 años.

T-C Canal: Ancho 0.25 m, Largo 3.00 m, Material Acero Inoxidable, Años de Explotación 35 Años.

T-DPS Depósito para pulpa (Soterrado): Ancho 2.5 m, Largo 3.00 m, Alto total 2.00 m, Volumen de Trabajo 15

m3, Material Hormigón, Años de explotación 35 años.

T-BPRC Bomba de Pulpa a Regulador de Consistencia: cantidad, 2; Flujo 400 m3/h, Carga 18 m, Material Acero

Inoxidable, Tipo Impelente Abierto, Procedencia Polonia, Años de Explotación 5 años.

T-RC Regulador de Consistencia: Ancho 2.5 m, Largo 0.5 m, Alto Total 1.5 m, Material Acero Inoxidable,

Años de Explotación 35 años,

T-CF Cilindro Formador: Largo 2.85 m, Diámetro del Cilindro 2.00 m, Volumen de trabajo 36 m3/d,

Procedencia USA, Material Hierro Fundido, Años de Explotación 35 años

T-S Soplador de Aire: Procedencia USA, Años de Explotación 35 años.

T-PN Motor Eléctrico Prensa Número 1: cantidad, 4; Procedencia USA, Valor Actual $450.00, Años de

Explotación 35 años. Reductor: Material Hierro Fundido, Relación de Transmisión 10 a 1, Tipo

Philadelphia, Procedencia USA, Años de explotación 35 años.

T-MR Mesa de Rodillo Número 1: Ancho 3.30 m, Largo 3.00 m, Material Ac CT-3, Años de Explotación 35

años, Tipo Philadelphia, Procedencia USA, Material Hierro Fundido, Años de Explotación 35 años.

T-SL Motor Sierre Lateral Izquierda y Derecha: cantidad, 2; Potencia 2.2 kW, rpm 3600, Procedencia URSS,

Años de Explotación 5 años

T-SM Motor Sierra Móvil: Potencia 2.24 kW, rpm 1700, Procedencia USA, Años de explotación 35 años.

T-SC Motor Sierra Central: Potencia 1.5 kW, rpm 1700, Procedencia URSS, Años de Explotación 2 años

T-MR2 Motor Mesa Rodillo Número 2: Potencia 2.2 kW, rpm 860, Procedencia URSS, Años de Explotación 25

años, Valor Actual $250.00. Reductor: Material Hierro Fundido, Tipo Philadelphia, Procedencia USA,


T-RR Motor Eléctrico del Revolvedor del Repulpe: Potencia 17 kW, rpm 1700, Procedencia Checa, Años de

Explotación 20 Años.

T-G Motor Eléctrico del Gallego: Potencia 7.5 kW, rpm 1700, Procedencia URSS, Relación de Transmisión

31 a 1, Tipo PM400, Procedencia URSS, Años de explotación 5 años.

122

T-BV Bomba de Vacío Número 1: Flujo=30 kg/cm2, Carga 3 m, Material Hierro Fundido, Procedencia Polonia,

Años de Explotación 5 años, Valor Actual $18960.98. Motor Bomba de Vacío Número 1: Potencia 30 kW,

rpm 1760, Procedencia Polonia, Años de Explotación 5 años.

T-BV Bomba de Vacío: Flujo=30 kg/cm2, Carga 3 m, Material Hierro Fundido, Procedencia Polonia, Años de

Explotación 5 años,

T-CC Conductor de Correa: Ancho 3.30 m, Largo 4.00 m, Material Ac CT-3 y Correa, Años de Explotación 35

años,

T-TC Transportador de Correa Número 2: Ancho 3.30 m, Largo 9.0 m, Material Ac CT-3 y Correa, Años de


T-TR-1 Transportador de Rodillo Número 1: cantidad, 2; Ancho 1.5 m, Largo 12.0 m, Material Ac CT-3,

Procedencia USA Años de Explotación 35 años,

T-EC Elevador de Carga de la Prensa: Ancho 1.5 m, Largo 3.0 m, Material Acero, Años de Explotación 2

años,

T-PA Prensa Alemana: Ancho 1.5 m, Largo 3.00 m, Alto Total 4.00 m, Número de Platos 16, Procedencia

Alemania Federal, Años de Explotación 35 años. Compresor de Aire de la Prensa: Carga 335 kg/cm2,

Procedencia USA, Años de Explotación 35 años.

T-ER Empujador de Rodillo Salida Prensa: Ancho 1.50 m, Alto Total 4.00 m, Procedencia Alemania Federal,


T-ED Elevador de Descarga: Ancho 1.5 m, Largo 3.00 m, Alto 4.00 m, Material Acero y Madera, Años de


T-TR Transportador de Rodillo: Ancho 1.5 m, Largo 16.65 m, Material Ac CT-3 y Correa, Años de

Explotación 35 años.

T-RI Rodillos Impulsores de los Tableros: Ancho 1.5 m, Largo 1 m, Material Ac CT-3, Años de Explotación

35 años

T-MT Mesa transportadora de 4 pies: Ancho 1.25 m, Largo 2.00 m, Material Ac CT-3 y Cadenas, Años de


T-SI Motor Eléctrico de la Sierra Izquierda: Potencia 7.5 kW, rpm 3600, Procedencia URSS, Años de

Explotación 5 años.

T-MT Mesa transportadora de 9 pies Sierra Dura: Ancho 3.00 m, Largo 2.00 m, Material Ac CT-3 y Cadenas,


T-SD Motor Eléctrico de la Sierra Derecha de 9 Pies: Potencia 7.5 kW, rpm 3600, Procedencia URSS, Años

de Explotación 5 años.

T-TPQ Tanque de Preparación de Productos Químicos: Diámetro 1.5 m, Alto 1.5 m, Material Acero

Inoxidable, Años de Explotación 5 años.

T-C-1-1 Compresor de Aire General Número 1: Material Hierro Fundido, Procedencia URSS, Volumen de

Trabajo 10 m3, Años de Explotación 10 años,

T-C-2-1 Compresor de Aire General Número 2: Material Hierro Fundido, Procedencia URSS, Volumen de

Trabajo 10 m3, Años de Explotación 22 años,

T-BA Bomba de Agua General de 4 pulgadas: Flujo 80 m3, Carga 18 m, Tipo Impelente Cerrado, Material

Bronce, Procedencia USA, Años de Explotación 35 años,

T-BA-2 Bomba de Agua de 8 pulgadas: Flujo 140 m3/d, Carga 25 m, Tipo Impelente Cerrado, Material Bronce,

Procedencia USA, Años de Explotación 35 años.

123

Anexo 5. Listado de costos según la defectación en la planta de tableros.

Equipos Cantidad

Costo original

($)

Costo actualizado

($)

Motor eléctrico del Rompe bulto 1 1120,00 1197,241

Motor del transportador de bagazo 1 8667,81 9265,590

Molino desmedulador 1 1290,10 1379,072

Motor del transportador de rastrillo No5 1 2051,18 2192,641

Motor del transportador de rastrillo No6 1 229,52 245,349

Motor eléctrico del transportador de banda. 1 345,90 369,755

Motor sinfín al refinador RR70 1 740,00 791,034

Motor del revolvedor de la Cuba 1 1010,00 1079,655

Motor del transportador de rastrillo lavador 1 682,48 729,548

Motor eléctrico de la bomba de pulpa No1, No2 2 700,00 1496,55

Bomba de pulpa No2 1 3700,00 3955,172

Motor eléctrico de bomba de agua 1 5490,00 5868,621

Motor eléctrico de bomba de agua No1 1 690,00 737,586

Motor eléctrico de bomba de pulpa 1 5490,00 5868,621

Motor eléctrico de bomba de agua 1 1070,00 1143,793

Motor de bomba de achique 1 300,00 320,690

Motor de Sierra lateral izquierda y derecha 2 120,00 256,55

Motor Sierra móvil 1 120,00 128,276

Motor de traslación de sierra móvil 1 100,00 106,897

Motor de sierra central 1 120,00 128,276

Motor Mesa Rodillo Número 1 y Número 2 1 250,00 534,482

Motor del Revolvedor del Repulpe 1 250,00 267,241

Motor Eléctrico del Gallego 1 275.00 293,966

Motor Eléctrico de la mesa de transportadores 1 150,00 160,345

Moto reductor que mueve la mesa de correa 1 100,00 106,897

Motor del elevador de carga de prensa 1 120,00 128,276

Motor del Empujador de Tabla 1 100,00 106,897

Motor Bomba de Baja Presión Prensa 1 200,00 213,793

Motor Bomba de Alta Presión Prensa 1 1050,00 1122,414

Motor Bomba de Alta Presión Número 2 Prensa 1 1050,00 1122,414

Motor del Compresor de Aire de la Prensa 1 1050,00 1122,414

Moto reductor del elevador de descarga 1 100,00 106,897

Moto reductor del transportador de rodillo 1 100,00 106,897

Compresor de Aire General Número 1 1 5600,00 5986,207

Motor Eléctrico del compresor de aire general No1 1 2075,60 2218,745

Compresor de Aire General Número 2 1 4200,00 4489,655

Motor Eléctrico del compresor de aire general No1 1 2075,60 2218,745

Motor del Extractor de polvo 1 855,32 914,308

Motor Eléctrico Mesa de 4 pies Sierra Dura 1 900,00 962,069

Motor Eléctrico de la Mesa de 9 Pies Sierra Dura 1 900,00 962,069

Montacarga para los tableros 1 100000,00 106896,552

124

Anexo 6. Cálculos en el proceso de producción de tableros para la propuesta.

Datos de las etapas Resultados

Prensa Marcos

Etapa de exprimido

Tablero húm (kg) 19605,7

%fibra entrada 70

%fibra salida 80

m45,2exp 3A

Etapa de evaporación

Tablero seco (kg) 17154

Tablero húmedo (kg) 19605,7

% fibra salida 94 %

% fibra entrada 80 %

3m56,2Aevap

Formadora

%fibra entrada 1%

% humedad salida 30%

Tablero húmedo (kg) 19605.7

3m8,1352Agua


Cascada

C. fibra entrada 6%

Pulpa salida (m3) 1372,40 m3

C. fibra salida 1%

díaAgua

3m7,1143

Machín

Parafina (m3/d) 146

CuSO4 (m3/d) 58,4

Al2 (SO4)3 m3/d 219

Pulpa salida (Kg) 228733,17

kgrefP 8,228309.


Maceración

C. bagazo 15%

Pulpa refinada (Kg) 228309,77

kgcocB 34000.

m33,194Aent

Resultados los balances de energía en el proceso de producción de tableros de fibras

Datos del equipo Ecuaciones Resultados

Digestores

Cp (kcal/kg˚C) 0,35

∆T (˚C) 155

M.bagazo (kg/d) 34000

λv (kJ/kg ) 2778,3

v*MvT*Cp*Mbag

d

tMv 68,2

Prensa de vapor

Cp (kcal/kg˚C) 0,35

∆T (˚C) 155

T. húmedo (kg) 19605,7

λv (kJ/kg ) 2778,3

A.evap (kg) 2555

vMvvMevapTcpTh

v

vMevapTcpThMv

d

kgMv 75,4132

MvMv

T*Cp*Mbag

125

Anexo 7 Métodos analíticos para la determinación de los componentes.

Para la evaluación del método se utiliza balanza analítica Denver, estufa Biender,

centrífuga Eppendorf5417R a 15000 rpm, y un HPLC LY9100 con las siguientes

especificaciones de trabajo: detector, IR; columna, CARBOSep CHO-682; volumen de

inyección, 20µL; fase móvil, agua; flujo, 0.4 ml/min; presión, temperatura del horno,

80oC; tiempo de corrida, 30 min.

Para el test de hidrólisis enzimática, se pesan 0.57 g de sólido, a los cuales se le

adiciona 0.71ml de enzima celulasa, que presenta una actividad enzimática de 1ml/64.3

UPF (unidades de papel de filtro). A dicha solución se le adiciona 60 ml de acetato de

sodio (CH3COO-Na), 40 ml de ácido acético (HAc) y 100 ml de agua destilada. La

mezcla es sometida a la incubadora a 50 °C y 150 rpm por 24 horas. Seguido, se

desnaturaliza la enzima celulasa, se centrifuga la mezcla para separar el sobrenadante

para su posterior análisis.

Anexo 7.1 Resultados del Statgraphics para el diseño de la etapa de hidrólisis

ácida.

Resultados para el sólido pretratado

Analysis of Variance for Glucosa

-------------------------------------------------------------------------------

-

Source Sum of Squares Df Mean Square F-Ratio

P-Value

-------------------------------------------------------------------------------

-

A:Rel 1.02628 1 1.02628 45.84

0.0011

B:H2SO4 2.9545 1 2.9545 131.96

0.0001

AB 25.9746 1 25.9746 1160.13

0.0000

blocks 3.48382 1 3.48382 155.60

0.0001

Total error 0.111947 5 0.0223894

-------------------------------------------------------------------------------

-

Total (corr.) 33.5511 9

R-squared = 99.6663 percent

R-squared (adjusted for d.f.) = 99.4995 percent

Standard Error of Est. = 0.149631

Mean absolute error = 0.0789861

Durbin-Watson statistic = 1.35521

Analysis of Variance for Xilosa

-------------------------------------------------------------------------------

-

Source Sum of Squares Df Mean Square F-Ratio

P-Value

-------------------------------------------------------------------------------

-

A:Rel 0.345135 1 0.345135 47.22

0.0010

B:H2SO4 0.117931 1 0.117931 16.13

0.0102

AB 4.87604 1 4.87604 667.12

0.0000

blocks 0.0157646 1 0.0157646 2.16

0.2019

Total error 0.0365454 5 0.00730907

------------------------------------------------------------------------

--------

Total (corr.) 5.39142 9






Analysis of Variance for Lignina

------------------------------------------------------------------------

--------

Source Sum of Squares Df Mean Square F-

Ratio P-Value

------------------------------------------------------------------------

--------

A:Rel 30.1829 1 30.1829 1648.97

0.0000

B:H2SO4 0.0586101 1 0.0586101

3.20 0.1336

AB 18.1092 1 18.1092 989.35

0.0000

blocks 2.93698 1 2.93698 160.45

0.0001

Total error 0.0915206 5 0.0183041

------------------------------------------------------------------------

--------

Total (corr.) 51.3792 9






126

Resultado del líquido hidrolizado Analysis of Variance for Glucosa

-----------------------------------------------------------------

---------------

Source Sum of Squares Df Mean

Square F-Ratio P-Value

-----------------------------------------------------------------

---------------

A:Rel 6.0957 1 6.0957

23.22 0.0048

B:H2SO4 114.528 1 114.528

436.35 0.0000

AB 183.865 1 183.865

700.52 0.0000

blocks 3.21159 1 3.21159

12.24 0.0173

Total error 1.31235 5 0.26247

-----------------------------------------------------------------

---------------

Total (corr.) 309.013 9






Analysis of Variance for Xilosa

-----------------------------------------------------------------

---------------



-----------------------------------------------------------------

---------------

A:Rel 0.00583108 1 0.00583108

3.28 0.1301

B:H2SO4 0.106512 1 0.106512

59.82 0.0006

AB 0.230882 1 0.230882

129.68 0.0001

blocks 0.0123969 1 0.0123969

6.96 0.0460

Total error 0.00890219 5 0.00178044

-----------------------------------------------------------------

---------------

Total (corr.) 0.364524 9






Analysis of Variance for Lignina

-----------------------------------------------------------------

---------------



-----------------------------------------------------------------

---------------

A:Rel 18.4611 1 18.4611

458.61 0.0000

B:H2SO4 0.236541 1 0.236541

5.88 0.0598

AB 0.472645 1 0.472645

11.74 0.0187

blocks 0.229507 1 0.229507

5.70 0.0626

Total error 0.201271 5 0.0402543

-----------------------------------------------------------------

---------------

Total (corr.) 19.6011 9






Analysis of Variance for Furfural

-----------------------------------------------------------------

---------------



-----------------------------------------------------------------

---------------

A:Rel 8.92308 1 8.92308

162.29 0.0001

B:H2SO4 0.866882 1 0.866882

15.77 0.0106

AB 0.233772 1 0.233772

4.25 0.0942

blocks 0.184607 1 0.184607

3.36 0.1264

Total error 0.274919 5 0.0549839

-----------------------------------------------------------------

---------------

Total (corr.) 10.4833 9


R-squared (adjusted for d.f.) = 96.0663

127

Anexo 8. Resultados del Statgraphics para el diseño en la etapa de fermentación.

Estimated Full Model Effects for ALC

--------------------------------------------------------------------------------

Source Sum of Squares Df Mean Square F-Ratio P-Value

--------------------------------------------------------------------------------

Mean 613.305 1 613.305

Blocks 0.908641 1 0.908641 3.37 0.0777

Linear 3.21251 2 1.60625 10.18 0.0006

Quadratic 0.410906 3 0.136969 0.85 0.4813

Special Cubic 1.12887 1 1.12887 10.04 0.0048

Error 2.24821 20 0.112411

--------------------------------------------------------------------------------

Total 621.214 28

Full Model Results

----------------------------------------------------------------

Model SE R-Squared Adj. R-Squared

----------------------------------------------------------------

Linear 0.397282 52.11 46.12

Quadratic 0.401015 57.30 45.10

Special Cubic 0.335277 71.57 61.63

----------------------------------------------------------------

Special Cubic Model Fitting Results for ALC

-----------------------------------------------------------------------------

Standard T

Parameter Estimate Error Statistic P-Value

-----------------------------------------------------------------------------

A:MIEL 5.191 0.167638

B:JF 4.1975 0.167638

C:HIDM 4.6575 0.167638

AB -1.417 0.821257 -1.7254 0.0999

AC 0.433 0.821257 0.52724 0.6038

BC -0.93 0.821257 -1.13241 0.2709

ABC 18.3107 5.77807 3.16899 0.0048

-----------------------------------------------------------------------------






The StatAdvisor

---------------

This pane displays the equation of the fitted special cubic model.

The equation of the fitted model is

ALC = 5.191*MIEL + 4.1975*JF + 4.6575*HIDM - 1.417*MIEL*JF +

0.433*MIEL*HIDM - 0.93*JF*HIDM + 18.3107*MIEL*JF*HIDM

Superficie Respuesta Estimada

Conv

0.0

0.1

0.2

0.3

0.4

0.5

0.6

0.7

0.8

MIEL=1.0

JF=1.0 HIDM=1.0MIEL=0.0

JF=0.0HIDM=0.0

129

Anexo 9. Componentes definidos en la simulación de los bioprocesos.

Modelos seleccionados para la simulación del central azucarero.

Componente Tipo Fórmula Referencia

H2O CONV H2O Base de datos AspenPlus

H2SO4 CONV H2SO4 Base de datos AspenPlus

ETHANOL CONV C2H6O-2 Base de datos AspenPlus

GLUCOSE CONV C6H12O6 Base de datos AspenPlus

NAOH CONV NAOH Base de datos AspenPlus

CO2 CONV CO2 Base de datos AspenPlus

CELLU* SOLID C6H10O5

Base de datos para propiedades de

biomasa.(Wooley, 1996)

HEMICEL* SOLID C5H8O4



LIGNINA* SOLID C9H10O2



XYLOSE CONV C5H8O4 Base de datos AspenPlus

LIGNR* CONV C9H10O2 Base de datos AspenPlus

CELOB* CONV C12H22O11 Base de datos AspenPlus

FURFURAL CONV C5H4O2 Base de datos AspenPlus

O2 CONV O2 Base de datos AspenPlus

N2 CONV N2 Base de datos AspenPlus

UREA CONV CH4N2O Base de datos AspenPlus

BIOOLD CONV C5H7NO2 Base de datos AspenPlus

BIONEW CONV C5H7NO2 Base de datos AspenPlus

Etapas Modelo Descripción

Molienda

IC

MIXER

SEP

FSPLIT

-Calentamiento del agua de imbibición.

-Mezclado de la caña y el agua de imbibición, y el jugo a la

salida de los molinos.

-Simula la extracción del jugo en los molinos.

-Separación del bagazo para sus usos.

Alcalización MIXER

-Mezclado con lechada de cal.

Calentamiento

Decantación

Filtración

IC

FSPLIT

-Simula el calentamiento del jugo clarificado.

- Simula la decantación y filtración del jugo, separando las

corrientes jugo mezclado, jugo de los filtros y cachaza.

Evaporación

FLASH2

FSPLIT

-Simula la evaporación en los preevaporadores.

-Simula la evaporación al vacio en los múltiples efectos.

-Recuperación de condensados en los preevaporadores.

Tachos

MIXER

FLASH2

-Mezclado de la meladura con la masa base en el tacho.

-Simula la evaporación en los tachos.

Centrifugación

FSPLIT

MIXER

-Simula la separación de la miel y el azúcar.

-Separación de la miel para el almacén y para la producción

de etanol.

130

Anexo 10. Resumen de los balances en la etapa de evaporación planteados en Excel.

Equipos Ecuaciones Datos Incógnita Resultados

kg/h

Pre-evaporador 1

JC=Pre1+Mo

JC*15=Mo*20

Gpre1=(W"hca/hcu+JCcpΔT/hcu

+n-1/nPre1) 1,04

(W”)= Productividad/Número de

efectos

W=E2+n*V3

ΔT=111- 108=3 ºC

hcu(kJ/kg)= 2653,50

hca(kJ/kg)= 2688,8

cp (kJ/kgºC)=3,80 oBx salida= 20

Pre1

Mo

Gpre

W*

W

19972,56

59917,67

22530,21

7900,3

23700,92

Pre-Evaporador 2

Mo=Wo+M1

Mo*20=M1*28

Wo=Pre2.2+Pre2.1

E1=Pre1+Pre2.1

Gpre2=(W”hca/hcu+Mocp

ΔT/hcu+n-1/nWo) 1,04

ΔT=111- 103=8 ºC

λcu(kJ/kg)=2293,60

cp (kJ/kgºC) =3,77 oBx salida= 28

Wo

M1

Pre2.1

E1

Gpre2

17119,33

42798,34

373,58

20346,14

20903,30

Vaso 1

M1=W1+M2

M1*28=M2*41

W1=E2+V1

Mpre2.2= M1*Cp(ΔT)+W1*

hcu(vaso1)/ λcu(pre2)

ΔT=103- 94=9 ºC

hcu(kJ/kg)= 2725,3

λcu(kJ/kg)=2336,1


W1

M2

E2

Mpre2.2

13570,20

29228,13

7108,34

16745,75

Vaso 2

M2=V2+M3

M2*41=M3*50

Mv1=M2*Cp(ΔT)+V2*hcu(vaso2

)/

λcu(V1)

ΔT=94- 78=16 ºC

hcu(KJ/Kg)= 2549,3


V2

M3

Mv1

5261,06

23967,07

6461,87

Vaso 3

M3=V3+M4

M3*50=M4*65

ΔT=78- 58=20ºC


V3

M4

5530,86

18436,21

131

Anexo 11 Modelos seleccionados para la simulación de la planta de furfural y etanol.

Anexo 11.1 Selección del modelo para la fermentación.

Modelo RBatch; se usa para modelar reactores a batch o semi-batch. Mediante este

modelo se puede especificar unas corrientes adicionales, solo para reactores que

dependen de la velocidad cinética.

Etapas Modelo Equipo definido Descripción

Hidrólisis

ácida

MIXER

PUMP

RSTOIC

FLASH2

HEATER

HEATX

SEP

MIXER1

PUMP

REACTOR1

F-1

IC

IC1, IC2

SEP1, SEP2

-Mezclado del bagazo y las materias primas.

-Transporte de la mezcla de bagazo.

-Simula la hidrólisis ácida del bagazo.

-Simula el flasheo en el reactor de hidrólisis.

-Intercambio de calor a la salida del reactor.

-Intercambio de calor a la salida del reactor por la

corriente de furfural.

-Simula las separaciones de furfural por el tope. y la

del sólido pretratado con el líquido hidrolizado

Destilación

de furfural

RADFRAC COL1, COL2 -Simula las columnas de destilación de furfural y la

de rectificación con decantador azeotrópico

incluido.

Hidrólisis

enzimática

RSTOIC

SEP

MIXER

REACTOR2

SEP3

MIXER2

-Simula la hidrólisis enzimática del bagazo

pretratado.

-Simula la separación del licor hidrolizado con el

sólido residual

-Mezclado de las corrientes hidrolizadas azucaradas.

Fermentación

MIXER

RBATCH

SEP

MIXER3,

MIXER4

FERM

SEP4

-Prefermentación y mezclado de las corrientes de

diferentes sustratos azucarados.

-Simula la fermentación a Batch.

-Simula la separación de la biomasa obtenida.

Destilación

de etanol

DISTL

HEATER

COL3, COL4

IC3, IC4

-Simula las columnas de destilación y rectificación

de etanol.

-Intercambio de calor en la alimentación y a la salida

de la columna de rectificación de etanol

132

Parámetros cinéticos para rendimientos de Saccharomyce

Parámetros cinéticos Valor Unidad

Specific ethanol production rate q p 1.60 (g/g/h)

Specific glucose uptake rate q s 3.50 (g/g/h)

Overall biomass yield Y x/s 0.023 (g/g)

Final ethanol concentration 65 (g/l)

Overall ethanol yield Y p/s 0.474 (g/g)

Ethanol yield (% of theoretical) 93.0 %

Para este caso se selecciona el tipo de reacción POWERLAW.

133

Anexo 11.2 Resultados de los métodos termodinámicos en la simulación.

Reactor de fraccionamiento de la biomasa. Constante de equilibrio.

Intercambiadores de calor. Constante de equilibrio

Componente Ideal VANL-RK NRTL

H2O 0,976578 0,977617 0,977727

H2SO4 0,001301 0,0016 0,001222

GLUCOSE 7,77E-06 9,17E-06 7,29E-06

XYLOSE 0,000465 0,000584 0,000437

LIGNR* 0,039867 0,048915 9,699312

FURFURAL 0,159707 0,178959 3,745458

Componente P Robinson Wilson UNIQUAC

H2O 0,97074938 0,97685033 0,97945946

H2SO4 1367,89568 0,00127987 0,00366645

GLUCOSE 0,00055937 7,64E-06 5,88E-05

XYLOSE 0,07240852 0,00045723 0,00118564

LIGNR* 829,08938 0,03920756 34,4901878

FURFURAL 4,83767437 0,0146233 0,33479232

Componente IDEAL VANL-RK NRTL RKSOAVE

H2O 0,999364 0,999369 0,999792 0,902167

H2SO4 9,54E-05 9,88E-05 9,32E-05 711425,5

GLUCOSE 1,85E-08 1,90E-08 1,81E-08 2,22E-08

XYLOSE 2,35E-05 2,45E-05 2,30E-05 0,022264

LIGNR* 0,024718 0,025617 17,2679 108823,9

FURFURAL 0,13336 0,136071 6,138452 27,40626

134

Columnas de destilación de furfural. Constante de equilibrio

Figura 11.1 Comportamiento de la constante de equilibrio para el sistema furfural-agua

Fracción

masa DEST DEST-F RES2

UNIFAC FURFURAL 0,16201394 0,899375 0,094981

UNIFALL FURFURAL 0,16201394 0,941951 0,184297

135

Anexo 12 Resumen de los balances de masa y energía obtenidos por la simulación para las aplicaciones.

500 000 a/día CANA JCLA BAGAZO BAG-COG

BAG-

PROD BAG-ALM JF CACHAZA

Temperature C 25 102 39,4793175 39,4793175 39,4793175 39,4793175 102 102

Pressure atm 1 1 1 1 1 1 1 1

Vapor Frac 0 0,65886869 0 0 0 0 0,65886869 0,65886869

Enthalpy MMBtu/hr -1854,8661 -2605,9559 -23,901363 -16,682125 -1,028731 -6,1905067 -252,00453 -5,7273757

Mass Flow kg/hr 162760 222690,064 1883,64431 1314,70285 81,0733427 487,868112 21534,8633 489,428711


Mass Flow kg/hr 232514 222690,064 71637,6443 50000 3083,33333 18554,311 21534,8633 489,428711


BAG-


Temperature C 25 102 38,5611184 38,5611184 38,5611184 38,5611184 102 102

Pressure atm 1 1 1 1 1 1 1 1

Vapor Frac 0 0,65004795 0 0 0 0 0,65004795 0,65004795



Mass Flow kg/hr 256696 231940,406 85654,4326 50000 3083,33333 32571,0993 22429,4019 509,759135


BAG-


Temperature C 25 102 38,5611184 38,5611184 38,5611184 38,5611184 102 102

Pressure atm 1 1 1 1 1 1 1 1

Vapor Frac 0 0,64901618 0 0 0 0 0,64901618 0,64901618


Mass Flow kg/hr 129743 173985,561 1462,07536 1137,95991 70,1741942 253,941261 16824,9774 382,385849


Mass Flow kg/hr 192522 173985,561 64241,0754 50000 3083,33333 11157,742 16824,9774 382,385849

136

BAGAZO GASES VAPORC VAP-ESC

Temperature C 25 200 370,392686 222,356759

Pressure atm 1 1 15 3

Vapor Frac 0 1 1 1

Enthalpy MMBtu/hr -0,1148557 -589,01879 -1331,6344 -1360,9585

Mass Flow kg/hr 10 219988,13 110000 110000

Enthalpy MMBtu/hr -172,20133 -652,72731 -1331,6344 -1360,9585

Mass Flow kg/hr 50010 239988,13 110000 110000

BAGAZO-H H2SO4 AGUA1 VAPOR1 LIQHID SOLR MIEL

Temperature C 25 25 25 176,008123 45 25

Pressure atm 1 1 1 9 1 1 1

Vapor Frac 0 0 0 0,99999999 0 0

Mass Flow kg/hr 3000 166,8 12000 1008,58 29648,9605 0 8999,99993

Enthalpy MMBtu/hr -63,164651 -1,2788192 -180,36462 -12,580021 -441,92411 -4,7328023 -103,15569

Mass Flow kg/hr 6000 166,8 12000 1008,58 29648,9605 756,786055 8999,99993

144 4,0032 288 24,20592 711,575052 18,1628653 215,999998

AGUA3 L-DEST DEST-E DEST-F PRETF-1 ENZIMA

Temperature C 25 50 82,2309215 45 40 30

Pressure atm 1 1 1 1 1 1

Vapor Frac 0 0 0 0 0 0

Mass Flow kg/hr 60087,7543 67971,697 1735,02993 41,6667597 17350,049 27,3328964

Enthalpy MMBtu/hr -903,14209 -994,68704 -11,468431 -0,1121078 -247,41652 -0,4103235

Mass Flow kg/hr 60087,7543 67971,697 1735,02993 41,6667597 18288,46 27,3328964

137

Anexo 13 Programación del Lingo6 y resultados de programa.

MODEL:

! ------------------------------------------------------------------;

! Segunda fase de la optimización Fábrica de Tableros.

! ------------------------------------------------------------------;

DATA:

NFUENTES, NSUMIDEROS = @OLE('yoandy.xls');

ENDDATA

SETS:

OBJETIVO/1..1/: AGUA_FRESCA, MASA_ELIMINADA, FLUJO_ELIMINADO;

FUENTES/1..NFUENTES/: FLUJO_FUENTE, CONC_FUENTE, FLUJO_ELIM, CONC_INTER, MASA_ELIM;

SUMIDEROS/1.NSUMIDEROS/: FLUJO_ SUMIDERO, CONC_ SUMIDERO;

ENLACES (FUENTES, SUMIDEROS): RAZON_ FLUJO;

ENDSETS

DATA:

! Leer los datos de Excel;

FLUJO_ FUENTE, CONC_ FUENTE, FLUJO_ SUMIDERO, CONC_ SUMIDERO = @OLE ('yoandy.xls');

! Escribir los resultados para Excel;

@OLE'yoandy.xls') = RAZON_ FLUJO, AGUA_ FRESCA;

ENDDATA

! ------------------------------------------------------------------;

! Objetivo del problema, minimizar el consumo de agua fresca EQ-A y EQ-B;

!------------------------------------------------------------------;

[MIN_ AGUA_ FRESCA] MIN = @SUM (SUMIDEROSJ): RAZON_ FLUJO1, J));

! ------------------------------------------------------------------;

! Balance de masa a las salidas de las fuentes EQ-C;

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (FUENTES (M) | M #GT# 1: [MASA_ SALIDA_ FUENTE]

@SUM (SUMIDEROS (J): RAZON_ FLUJO (M, J)) = (FLUJO_ FUENTE (M) - FLUJO_ ELIM (M))

);

! ------------------------------------------------------------------;

! Balance de masa en las entradas de los sumideros EQ-D;

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (SUMIDEROS (J): [MASA_ ENTRADA_ SUMIDERO]

@SUM (FUENTES (M): RAZON_ FLUJO (M, J)) = FLUJO_ SUMIDERO (J)

! ------------------------------------------------------------------;

! Intercepta solamente el flujo #2

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (FUENTES (M) | M #NE# 2: [FLUJOS _ INTERCEPTADOS]

CONC_ INTER (M)=CONC_ FUENTE (M);

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (FUENTES (M): [MASA _ ELIMINADA_ FUENTE]

MASA_ ELIM (M)= @SUM (SUMIDEROS (J): RAZON_ FLUJO (M, J)) * (CONC_ FUENTE (M) - CONC_ INTER (M))

! ------------------------------------------------------------------;

! Balance de composición a la entrada del sumidero EQ-E;

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (SUMIDEROS (J): [COMP_ ENTRADA_ SUMIDERO]

@SUM (FUENTES (M): RAZON_ FLUJO (M, J)*CONC_ INTER (M)) <= CONC_ SUMIDERO (J)*FLUJO_ SUMIDERO (J)

! ------------------------------------------------------------------;

@FOR (FUENTES (M): [CONCENTRACION_ ELIMINADA] (CONC_ FUENTE (M) - CONC_ INTER (M)) > 0);

AGUA_ FRESCA (1) = @SUM (SUMIDEROS (J): RAZON_ FLUJO (1, J));

MASA _ ELIMINADA (1) = @SUM (FUENTES (M): MASA_ ELIM (M));

FLUJO _ ELIMINADO (1) = @SUM (FUENTES (M): FLUJO_ ELIM (M));

END

Local optimal solution found at step: 6

Objective value: 0.0000000E+00

Export Summary Report

---------------------

Transfer Method: OLE BASED

Spreadsheet: YOANDY.XLS

138

Ranges Specified: 2

RAZON_FLUJO

AGUA_FRESCA

Ranges Found: 2

Range Size Mismatches: 0

Values Transferred: 7

Variable Value Reduced Cost

NFUENTES 3.000000 0.0000000

NSUMIDEROS 2.000000 0.0000000

AGUA_ FRESCA (1) 0.0000000 0.0000000

MASA _ ELIMINADA (1) 0.0000000 0.0000000

FLUJO _ ELIMINADO (1) 19.81000 0.0000000

FLUJO _ FUENTE (1) 0.0000000 0.0000000

FLUJO_ FUENTE (2) 1352.800 0.0000000

FLUJO_ FUENTE (3) 5.010000 0.0000000

CONC_ FUENTE (1) 0.0000000 0.0000000

CONC_ FUENTE (2) 0.1000000 0.0000000

CONC_ FUENTE (3) 0.1000000 0.0000000

FLUJO_ ELIM (1) 0.0000000 0.0000000

FLUJO_ ELIM (2) 14.80000 0.0000000

FLUJO_ ELIM (3) 5.010000 0.0000000

CONC_ INTER (1) 0.0000000 0.0000000

CONC_ INTER (2) 0.1000000 0.0000000

CONC_ INTER (3) 0.1000000 0.0000000

MASA_ ELIM (1) 0.0000000 0.0000000

MASA_ ELIM (2) 0.0000000 0.0000000

MASA_ ELIM (3) 0.0000000 0.0000000

FLUJO_ SUMIDERO (1) 1143.700 0.0000000

FLUJO_ SUMIDERO (2) 194.3000 0.0000000

CONC_ SUMIDERO (1) 2.000000 0.0000000

CONC_ SUMIDERO (2) 10.00000 0.0000000

RAZON_ FLUJO (1,1) 0.0000000 1.000000

RAZON_ FLUJO (1,2) 0.0000000 1.000000

RAZON_ FLUJO (2, 1) 1143.700 0.0000000

RAZON_ FLUJO (2, 2) 194.3000 0.0000000

RAZON_ FLUJO (3, 1) 0.0000000 0.0000000

RAZON_ FLUJO (3, 2) 0.0000000 0.0000000

Row Slack or Surplus Dual Price

MIN_ AGUA_ FRESCA 0.0000000 -1.000000

MASA_ SALIDA_ FUENTE (2) 0.0000000 0.0000000

MASA_ SALIDA_ FUENTE (3) 0.0000000 0.0000000

MASA_ ENTRADA_ SUMIDERO (1) 0.0000000 0.0000000

MASA_ ENTRADA_ SUMIDERO (2) 0.0000000 0.0000000

FLUJOS_ INTER CEPTADOS (1) 0.0000000 0.0000000

FLUJOS_ INTERCEPTADOS (3) 0.0000000 0.0000000

MASA_ ELIMINADA_ FUENTE (1) 0.0000000 0.0000000



COMP_ ENTRADA_ SUMIDERO (1) 2173.030 0.0000000

COMP_ ENTRADA_ SUMIDERO (2) 1923.570 0.0000000

CONCENTRACION_ ELIMINADA (1) 0.0000000 0.0000000



16 0.0000000 0.0000000

17 0.0000000 0.0000000

18 0.0000000 0.0000000

139

Anexo 14 Diagramas de fiabilidad de las plantas instaladas según el sistema actual.

Diagrama de fiabilidad de las plantas en el sistema actual.

F: Planta de furfural

T: Planta de tableros.

Co: Planta de cogeneración.

14.1 Diagrama de fiabilidad de la planta de furfural instalada.

R1F

R2F

R3F

Leyenda:

RB: rompe bulto.

E1: estera transportadora de bagazo.

T1: tanque de ácido sulfúrico.

D1, 2, 3: digestor de hidrólisis ácida.

P1: pozo de descarga del digestor.

E2: estera transportadora de sólido residual.

C1, 2, 3: condensadores-enfriadores de vapores de furfural.

T2, 3: tanques de condensado de furfural.

Bc1, 2, 3, 4: bombas de condensado de furfural.

IC1, 2: intercambiadores de calor del condensado de furfural.

CD: columna de destilación de furfural.

CR: columna de rectificación de furfural.

C3, 4: condensadores de destilado de furfural.

T4: tanque de furfural para la comercialización.

F

T

Bagazo

Co

RB E1 T1

D1

D2

D3

CD T3 CR C1

C2

C2

C4

C5 T4

Bc3

Bc4

IC1

IC2

T2 P1 E2

C1

C2

C3

Bc1

Bc2

139

Equipos Nomenclatura

Función de

distribución

Probabilidad de

trabajo sin fallo Tasa de falla(λ) Probabilidad

Rompe Bulto RB Exponencial 0.6352 0.0002 0.6352

Estera 1 E1 Exponencial 0.6171 0.0001 0.6171

Digestor 1 D1 Normal

σ=0.001; µ=1344 0.5071


σ=0.001; µ=1345 0.5071


σ=0.001; µ=1346 0.5071

Condensador 1 C1 Exponencial

0.047 0.6763


0.047 0.6763


0.047 0.6763


Bomba de condensado 1 BC1 Exponencial 0.6334 0.0005 0.6334




Intercambiador de calor 1 IC1 Exponencial 0.9745 0.047 0.9745

Intercambiador de calor 2 IC2 Exponencial 0.9745 0.047 0.9745

Columna destiladora CD Exponencial 0.6171 0.02 0.6171

Columna rectificadora CR Weibull 0.7962 α=0.78; β=1.08 0.7962

Condensador 4 C4 Exponencial 0.9745 0.047 0.9745

Condensador 5 C5 Exponencial 0.9745 0.047 0.9745

R1f = 0.051122 R2f = 0.076589 R3f =0.177771

Rpf= 0.72044037

140

14.2 Diagrama de fiabilidad de la planta de tableros de fibras instalada.

R1T

R2T

R3T

R4T

R5T

Leyenda:

RB: rompe bulto.

E1: estera transportadora de bagazo.

T1, 5: tanques de agua.

D1, 2, 3: digestor de cocción del bagazo.


E2: estera transportadora del bagazo cocido.

BM1, 2: bombas de pulpa en el tanque de maceración.

Tm: tanque de maceración.

AS: alimentador al sinfín.

S: sinfín transportador de la pulpa.

R1, 2: refinadores de pulpa.

Bp1, 2, 3, 4: bombas de pulpa.

Cu: cuba de descarga de pulpa.

T6: tanque de adición de productos químicos a la pulpa.

Ca: cascada.

F: maquina formadora de los tableros.

MF1, 2, 3: motores de la máquina formadora.

PP: preprensa de los tableros.

Pv: prensa de vapor

Ca1, 2: compresores de aire de la prensa de vapor.

E3: estera transportadora de los tableros.

RB E1 T1

D1

D2

D3

P1 E2 T5

BM1

C2 BM2

Tm AS S

C2 Bp2

Cu

R1

R2

C1

C2

Bp1

T6

Bp3

Bp4

Ca F MF1 MF2 MF3

Ca2

Pv Ca1

PP E3

141


Función de

distribución

Probabilidad de

trabajo sin fallo Tasa de falla(λ) Probabilidad

Rompe Bulto RB Exponencial 0.6352 0.002 0.6352



σ=0.001; µ=1344 0.5071


σ=0.001; µ=1345 0.5071


σ=0.001; µ=1346 0.5071


Bomba tanque maceración BM Exponencial

0.03 0.5132

Bomba tanque maceración BM Exponencial

0.03 0.5132

Alimentador de sinfín AS Normal

σ=0.0016; µ=218 0.5438

Sinfín transportador S Exponencial

0.2 0.9918

Refinador 1 R1 Exponencial

0.02 0.3812

Refinador 2 R2 Exponencial

0.02 0.3812

Bomba de pulpa Cuba BP1 Exponencial

0.02 0.3812

Bomba de pulpa Cuba BP2 Exponencial

0.02 0.3812

Bomba de pulpa a maquina BP3 Exponencial

0.02 0.3812

Bomba de pulpa a maquina BP4 Exponencial

0.02 0.3812

Motores de la Formadora MF1 Exponencial

0.04 0.6171


0.04 0.6171


0.04 0.6171

Preprensa PP Exponencial

0.183 0.9876

Prensa de vapor Pv Exponencial

0.02 0.3812

Compresor aire Ca1 Exponencial 0.6358 0.0047 0.6358

Compresor aire Ca2 Exponencial 0.6358 0.0047 0.6358


R1t =0.051122 R2t =0.044999 R3t = 0.003069 R4t = 0.022741

Rpt= 0.882853

142

14.3 Diagrama de fiabilidad de la planta de cogeneración.

Rpco

Leyenda:

Ta: tanque de agua de alimentación a la caldera.

So: Soplador de aire.

Ba 1, 2: bomba de agua a la caldera.

Cald: caldera.

Tu1, 2: turbogenerador.


Función de

distribución

Probabilidad de

trabajo sin fallo

Soplador So Exponencial 0.6671

Bomba de agua a domo Ba1 Exponencial 0.6054

Bomba de agua a domo Ba2 Exponencial 0.6054

Caldera Cald Exponencial 0.6446

Turbo 1 Tu1 Exponencial 0.6836

Turbo 2 Tu2 Exponencial 0.6836

Rpco=0.92635

Equipos de las plantas de etanol.


Función de

distribución

Probabilidad

de trabajo sin

fallo

Bomba de batición 1 BB1 Exponencial 0.6446

Bomba de batición 2 BB2 Exponencial 0.6447

Intercambiador de calor 3 IC3 Exponencial 0.9745

Intercambiador de calor 4 IC4 Exponencial 0.9746

Columna destiladora CD1 Exponencial 0.6171

Columna rectificadora CR1 Weibull 0.7962

Condensador 6 C6 Exponencial 0.9745

Condensador 7 C7 Exponencial 0.9745

Rpe= 0.882940

Ta

Ba2

Ba1

Cal

d Tu2

Tu1

So

d

143

Anexo 15 Diagramas de fiabilidad de las plantas con la propuesta de reconversión.

D: Etapa de hidrólisis ácida del bagazo.

F: Planta de furfural.

Et: planta de etanol a partir de bagazo.

T: Planta de tableros.

Co: Planta de cogeneración.

Diagrama de fiabilidad de la propuesta, planta furfural y etanol de bagazo.

R1f-e

R2f-e

R3f-et

R4f-ett

R5f-et

Leyenda:

RB: rompe bulto.

E1, 2, 3: estera transportadora de bagazo y de sólido residual

T1: tanque de ácido sulfúrico.

D1, 2, 3: digestor de hidrólisis ácida.


C1, 2, 3: condensadores-enfriadores de vapores de furfural.

T2, 3: tanques de condensado de furfural.

Bc1, 2, 3, 4: bombas de condensado de furfural.

IC1, 2: intercambiadores de calor del condensado de furfural.

CD: columna de destilación de furfural.

CR: columna de rectificación de furfural.

C3, 4: condensadores de destilado de furfural.

F

E

t

Bagazo D T

C

oo

Bc1

Bc2

R

B

E1 T1

D1

D2

D3

T2 P1 E2

C1

C

2 C3

Bc

1 Bc

2

C

D

T3 C

R

C

1 C

2

C2

C4

C5 T4

Bc

3 Bc

4

IC

1 IC

2

D5

D4

BL2

F1 BL1

E3 P1 E2

BL3

BL4

Ca CD

1 BB

2

BB

1 F

IC4

IC3

CR

1 C7

C6

T5

144

T4: tanque de furfural para la comercialización.

F1: filtro a la salida del digestor de hidrólisis ácida.

BL1, 2, 3, 4: bombas de líquido residual y líquido hidrolizado.

D4, 5: digestor de hidrólisis enzimática.

Ca: compresor de aire en la prefermentación.

BB1, 2: bomba de batición.

F: fermentador

IC3, 4: calienta vinos

CD1: columna de destilación de etanol.

CR1: columna de rectificación de etanol.

C6, 7: condensador de los vapores de etanol.

Equipos para la tecnología de etanol de bagazo.


Función de

distribución

Probabilidad

de trabajo sin

fallo

Tasa de

falla(λ) Probabilidad

Filtro 1 F1 Exponencial

0.0183 0.3554

Bomba de líquido

residual 1 BL1 Exponencial 0.6334 0.003 0.6334

Bomba de líquido

residual 2 BL2 Exponencial 0.6334 0.003 0.6334


Digestor de hidrólisis

enzimática 1 D4 Exponencial 0.6334 0.0003 0.6334

Digestor de hidrólisis

enzimática 2 D5 Exponencial 0.6334 0.0003 0.6334

Filtro 2 F2 Exponencial

0.0183 0.3554

Bomba de liquido

Hidrolizado 1 BL5 Exponencial 0.6334 0.0003 0.6334

Bomba de liquido

Hidrolizado 2 BL6 Exponencial 0.6334 0.0003 0.6334

r1f-et = 0.391982 r2f-et = 0.069968 r3f-et = 0.162401 r4f-et = 0.005035 r5f-et = 0.117059

145

Anexo 16 Resultados del Statgraphics para el análisis económico. Estimated effects for Ganancia

----------------------------------------------------------------------

Average = 856016,0 +/- 24853,0

A: Etanol = 728652,0 +/- 49706,0

B: Cana = -737474,0 +/- 49706,0

C:PAz = 642438,0 +/- 49706,0

D: Fiabilidad = 235130,0 +/- 49706,0

AB = -110324,0 +/- 49706,0

AC = 107817,0 +/- 49706,0

AD = 59808,4 +/- 49706,0

BC = -70572,7 +/- 49706,0

BD = -66736,5 +/- 49706,0

CD = 54971,0 +/- 49706,0

----------------------------------------------------------------------

Standard errors are based on total error with 5 d.f.

Analysis of Variance for Ganancia

--------------------------------------------------------------------------------

Source Sum of Squares Df Mean Square F-Ratio P-Value

--------------------------------------------------------------------------------

A:Etanol 2,12374E12 1 2,12374E12 214,89 0,0000

B:Cana 2,17547E12 1 2,17547E12 220,13 0,0000

C:PAz 1,65091E12 1 1,65091E12 167,05 0,0000

D:Fiabilidad 2,21144E11 1 2,21144E11 22,38 0,0052

AB 4,86856E10 1 4,86856E10 4,93 0,0772

AC 4,64982E10 1 4,64982E10 4,70 0,0822

AD 1,43082E10 1 1,43082E10 1,45 0,2827

BC 1,9922E10 1 1,9922E10 2,02 0,2149

BD 1,7815E10 1 1,7815E10 1,80 0,2371

CD 1,20873E10 1 1,20873E10 1,22 0,3191

Total error 4,94137E10 5 9,88274E9

--------------------------------------------------------------------------------

Total (corr.) 6,37999E12 15

R-squared = 99,2255 percent

R-squared (adjusted for d.f.) = 97,6765 percent

Standard Error of Est. = 99412,0

Mean absolute error = 53908,6

Durbin-Watson statistic = 1,50654

Optimize Response

-----------------

Goal: maximize Ganancia

Optimum value = 2,26298E6

Factor Low High Optimum

-----------------------------------------------------------------------

Etanol -1,0 1,0 1,0

Cana -1,0 1,0 -1,0

PAz -1,0 1,0 1,0

Fiabilidad -1,0 1,0 1,0

146

Standardized Pareto Chart for Costo Produccion

Standardized effect

0 1 2 3 4(X 10000)

BC

CD

AC

C:PAz

AB

AD

A:Etanol

BD

B:Cana

D:Fiabilidad

Standardized Pareto Chart for Valor Produccion

0 0,5 1 1,5 2 2,5 3(X 1000)

Standardized effect

AC

AB

BC

CD

AD

BD

C:PAz

A:Etanol

B:Cana

D:Fiabilidad

Standardized Pareto Chart for PRD

0 0,5 1 1,5 2 2,5 3

Standardized effect

AB

AC

BC

D:Fiabilidad

CD

AD

BD

C:PAz

B:Cana

A:Etanol

Estrategia para la reconversión de una industria integrada ...

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