Diseño de una planta de tratamiento anaerobio de vinaza, empleando harina de conchas de ostiones como agente neutralizante

Resumen
La agroindustria azucarera y de derivados produce residuos secundarios a los
que hay que darle tratamiento o un uso adecuado para reducir la contaminación
ambiental, siendo las vinazas las de mayor impacto. El presente trabajo tiene
como problema primitivo la necesidad de minimizar el impacto ambiental
negativo generado por la acumulación de los residuos de la producción pesquera
asociada al aprovechamiento de los ostiones, por lo que el objetivo general es
diseñar una planta de tratamiento donde se emplee la harina que se obtiene de
estos residuos para neutralizar el carácter ácido de la vinaza. Para ello se realizó
la descripción del proceso tecnológico, compuesto por una etapa de
pretratamiento y una de digestión anaerobia de la vinaza. Se realizaron los
balances de masa y energía correspondientes, así como el diseño de los equipos
no standard y la selección de los equipos standard. El cronograma de producción
y el diagrama de consumo de electricidad se elaboraron empleando los softwares
Microsoft Project y Excel respectivamente, para determinar el tiempo de
producción y estimar las cargas y picos que pueden generarse en el sistema. Se
ejecutaron los cálculos correspondientes a la fiabilidad del sistema para
considerar la posibilidad de colocar equipos de reserva. También se realizó un
análisis económico que mostró la factibilidad de la tecnología propuesta,
obteniéndose un VAN de 1 380 677,56 CUC; para un período de 10 años,
recuperándose la inversión realizada en el octavo año.
Abstract
The sugar and derivatives agroindustry produces secondary waste that must be
treated or used to reduce environmental pollution, with the vinasse having the
greatest impact. The present work has as a primitive problem the need to
minimize the negative environmental impact generated by the accumulation of
waste from fisheries production associated with the exploitation of oysters, so the
general objective is to design a treatment plant where flour is used that is
obtained from these residues to neutralize the acid character of the vinasse. To
this end, the description of the technological process was made, consisting of a
pre-treatment stage and an anaerobic digestion stage of the vinasse. The
corresponding mass and energy balances were made, as well as the design of
non-standard equipment and the selection of standard equipment. The
production schedule and the electricity consumption diagram were prepared
using the Microsoft Project and Excel software, respectively, to determine the
production time and estimate the loads and peaks that can be generated in the
system. The calculations corresponding to the reliability of the system were
executed to consider the possibility of placing reserve equipment. An economic
analysis was also carried out that showed the feasibility of the proposed
technology, obtaining an NPV of 1 380 677,56 CUC; for a period of 10 years,
recovering the investment made in the eighth years.
Índice
Introducción .................................................................................................................................. 1
Desarrollo ...................................................................................................................................... 4
1.
2.
Descripción del proceso tecnológico ................................................................................ 4
1.1.
Etapa de Pretratamiento de la Vinaza....................................................................... 5
1.2.
Etapa de la Digestión Anaerobia ............................................................................... 6
Balance de masa y energía ................................................................................................ 8
2.1.
Tanque de Recepción ................................................................................................ 8
2.2.
Tanque de Homogenización ...................................................................................... 8
2.2.1.
Determinación de la densidad de harina de conchas de ostiones .................... 8
2.2.2.
Determinación experimental de la concentración de la harina a la salida del
tanque de homogenización ............................................................................................... 9
3.
4.
2.3.
Filtro Prensa ............................................................................................................ 11
2.4.
Tanque de Almacenamiento ................................................................................... 11
2.5.
Intercambiador de Calor ......................................................................................... 11
2.6.
Tanque de Inóculo ................................................................................................... 14
2.7.
Filtro Anaerobio de Flujo Ascendente ..................................................................... 14
2.8.
Plan de producción anual ........................................................................................ 16
Dimensionamiento y selección de los equipos del proceso ........................................... 16
3.1.
Dimensionamiento del Tanque de Homogenización .............................................. 17
3.2.
Dimensionamiento de los reactores FAFA .............................................................. 21
3.3.
Determinación de la carga de las bombas .............................................................. 23
3.4.
Cronograma de producción..................................................................................... 27
3.5.
Diagrama de consumo de electricidad de los equipos............................................ 28
Cálculos referentes a la fiabilidad del sistema ................................................................ 29
4.1.
Diseño redundante .................................................................................................. 30
5.
Plano de distribución de equipos .................................................................................... 32
6.
Diseño del sistema de control ......................................................................................... 33
7.
Lista preliminar de equipos ............................................................................................. 34
8.
Propuesta del sistema de tratamiento de residuales ..................................................... 35
9.
Análisis de prefactibilidad del proyecto de inversión ..................................................... 35
9.1.
Costo de Inversión Total.......................................................................................... 36
9.1.1.
Costo de Adquisición del Equipamiento Tecnológico (CAET).......................... 36
9.1.2.
Método de Peters............................................................................................ 39
9.2.
Costos Totales Anuales............................................................................................ 39
9.2.1.
Costos Variables .............................................................................................. 39
9.2.2.
Costos Fijos ...................................................................................................... 41
9.3.
Ventas Anuales ........................................................................................................ 42
9.4.
Flujo de Caja ............................................................................................................ 43
10.
Simulación de una sección del proceso tecnológico ................................................... 44
Conclusiones ............................................................................................................................... 45
Recomendaciones ....................................................................................................................... 46
Bibliografía .................................................................................................................................. 47
Anexos ......................................................................................................................................... 49
Introducción
Los impactos ambientales de la industria afectan de forma directa en la
población. El gran reto es resolver estas problemáticas al mismo tiempo, sin
comprometer las próximas generaciones. Para ello se hace necesario el diseño
de una tecnología apropiada económica y tecnológicamente (Curbelo & Acosta,
2014).
Las vías microbiológicas de producción de biogás a partir de sustratos
biológicamente degradables, por digestión anaerobia, representan una excelente
alternativa que ofrece soluciones eficientes (Lettinga & Hulshoff, 2000; Wesley &
Barbosa, 2000). Esto es especialmente interesante dentro del campo de las
instalaciones agroindustriales las que pueden cubrir una parte de sus
necesidades energéticas a partir de sus propios residuales (Acosta, 2008;
Lettinga & Hulshoff, 2000; Wesley & Barbosa, 2000).
Las vinazas son el residuo líquido generado por las industrias licoreras durante
el proceso de destilación del mosto fermentado, para la obtención de alcohol.
Una destilería cubana convencional cuenta con una producción de etanol de 500
m3/d y puede generar 800 m3 de vinaza diariamente con una concentración entre
45 y 68 kg DQO/m3, de ahí la dimensión de su impacto ambiental, si no son
tratadas o dispuestas adecuadamente. Este residuo o subproducto, se
caracteriza por ser un líquido con un gran contenido de sólidos suspendidos, de
color marrón o café oscuro, sabor a malta y olor a miel final, es un fluido
newtoniano, presenta bajo pH (entre 3,5 y 5) y se genera a altas temperaturas
(90 - 100°C) (Alzate, 2015).
Muchas de las investigaciones para su tratamiento coinciden en que la Digestión
Anaerobia es una alternativa interesante en el tratamiento de vinaza; debido a
que reduce el contenido de materia orgánica, recupera energía en forma de
biogás y se obtienen biofertilizantes
El desarrollo de tecnologías para el tratamiento anaerobio de residuales de alta
carga orgánica, estuvo, desde sus inicios, determinado por sus ventajas técnicas
y económicas. A partir de la década de los años 80, los modelos de reactores
anaerobios más utilizados para la biodegradación de residuales líquidos han sido
~1~
el Filtro Anaerobio de Flujo Ascendente (FAFA) y el Reactor Anaerobio de Flujo
Ascendente (UASB por sus siglas en inglés). Con el establecimiento de estas
tecnologías se alcanzan eficiencias en la eliminación de la materia orgánica
superiores al 90%, y una producción de biogás asociada de 5 a 10 m3 por cada
metro cúbico de volumen del reactor (J. L. Pérez & Cárdenas, 2000).
Los sistemas de filtros anaerobios son reactores de contacto donde la biomasa
bacteriana se encuentra inmovilizada en un material de soporte fijo y en
suspensión entre los espacios que restan. En ellos el propio material de relleno
actúa como separador de gas, recogiéndose éste en la parte superior del mismo.
Estos sistemas presentan como principales ventajas el soportar modificaciones
bruscas en la carga orgánica y presentar baja producción de sólidos biológicos
lo que facilita su posterior tratamiento (Rajeshwari, Balakrishnan, Kansal, Lata,
& Kishore, 2000). Como desventaja se le atribuyen la precipitación de
inorgánicos y problemas de atascamiento (I. A. C. Díaz, 2013).
En el escenario cubano solo existe una planta industrial que trata por digestión
anaerobia en reactores UASB vinaza de destilería y el biogás producido solo es
utilizado para generar vapor y para la cocción de alimentos (Lorenzo & Obaya,
2006), por lo que surge la necesidad de la creación de una nueva planta de
tratamiento de vinaza de destilería por digestión anaerobia en reactores FAFA.
Para neutralizar la acidez de la vinaza se le añade una porción de cal viva antes
de alimentar el reactor, por lo que surge la posibilidad de tratar este residual con
harina de concha de ostiones, que es un producto natural y posee alta
concentración de carbonato de calcio.
Los ostiones constituyen un recurso pesquero de alto valor nutritivo, sin
embargo, la parte comestible del molusco representa aproximadamente el 6%
de su masa total, por lo que el restante 94% constituye descarte o residuo con
poca biodegradabilidad que se acumula en las plantas procesadoras con un alto
impacto ambiental. Sin embargo, en Cuba el principal uso que se les ha dado es
como material de relleno para calles o confección de piensos para animales en
algunas ocasiones.
~2~
Problema Primitivo
Necesidad de minimizar el impacto ambiental negativo generado por la
acumulación de los residuos de la producción pesquera asociada al
aprovechamiento de los ostiones,
Por lo que el objetivo general es diseñar una planta de tratamiento donde se
emplee la harina que se obtiene de estos residuos para neutralizar el carácter
ácido de la vinaza.
~3~
Desarrollo
1. Descripción del proceso tecnológico
Los impactos ambientales de la industria azucarera provocan una incidencia
directa en la población, ya sea por la emisión de partículas, gases contaminantes
y residuales sólidos o líquidos que dificultan el saneamiento ambiental de los
asentamientos. Esto es provocado principalmente por el atraso tecnológico de la
industria y la escasa educación ambiental de los colectivos laborales y de la
población en general (Curbelo & Acosta, 2014). La agroindustria azucarera tiene
la particularidad que al diversificarse para la obtención de energía y derivados
produce residuos secundarios, siendo las vinazas de destilería las de mayor
impacto; el cual ha constituido desde hace mucho tiempo un grave problema
debido a su elevado poder contaminante, ocasionado por tener una carga
orgánica muy alta.
Es por ello, que se considera como un residuo líquido que impacta
negativamente el ambiente, especialmente, al recurso hídrico, ya que disminuye
la luminosidad de las aguas, la actividad fotosintética, y el oxígeno disuelto,
produce además eutrofización del agua, contribuye al aumento de poblaciones
de insectos y vectores, y como resultado al desarrollo de enfermedades (Curbelo
& Acosta, 2014).
Se han propuesto diferentes métodos para el tratamiento de las vinazas, dentro
de los existentes se encuentran los métodos fisicoquímicos, químicos y
biológicos; siendo estos últimos los más apropiados por la gran cantidad de
compuestos orgánicos biodegradables que presentan en su composición. De
acuerdo a esto y con el índice de biodegradabilidad, las vinazas requieren un
tratamiento biológico; el cual busca reducir el contenido de materia orgánica y
los nutrientes de las mismas (Curbelo & Acosta, 2014).
Para el tratamiento de las vinazas a partir de un sistema biológico, se aplican a
los efluentes biodegradables, una serie de microorganismos, que actúan para
degradar la materia orgánica y los nutrientes. Además, es una opción viable en
términos económicos puesto que es un sistema de bajo costo, a diferencia de
los sistemas físico-químicos.
~4~
Por lo que se desea diseñar una Planta de Tratamiento de este residual anexa
al Complejo Azucarero Industrial (CAI) "Héctor Molina" ubicado en el municipio
San Nicolás perteneciente a la provincia de Mayabeque; que permita reducir
considerablemente la carga orgánica de la vinaza a partir de dos etapas: una
etapa primaria de pretratamiento de la vinaza donde se trata por todos los medios
de alcanzar condiciones óptimas de desarrollo de los microorganismos para
pasar a la siguiente etapa de digestión anaerobia, para obtener como producto
principal biogás como fuente de energía y que pueda ser considerada en
términos económicos una opción aceptable para la economía del país.
Las vinazas se producen a razón de 8 a 20 litros por cada litro de etanol destilado,
es por ello que se genera una gran cantidad de este residuo, llegando a la planta
con una temperatura de 600C, un pH de 4,32 y una Demanda Química de
Oxígeno (DQO) de 39,55 g/L, por lo que se hace necesario reducir esta alta
carga contaminante a los niveles establecidos, que oscila entre 8 y 15 g/L según
los Métodos normalizados para el análisis de aguas potables y residuales
(APHA).
1.1. Etapa de Pretratamiento de la Vinaza
La vinaza a tratar en esta etapa constituye un residual alcohólico obtenido en la
destilería, a un flujo diario de 266 m 3 el cual es almacenado inicialmente en el
Tanque de Recepción (TR-1). Posteriormente, es transportada por la bomba (B1) desde el TR-1 hasta el Tanque de Homogenización (TH), donde se le
adicionan 4 toneladas diarias de harina de conchas de ostiones proveniente de
la Empresa Pesquera Industrial ¨La Coloma¨, ubicada en la provincia de Pinar
del Río, durante un tiempo de contacto de 6 horas necesarias para elevar su pH
a un intervalo óptimo que oscila entre 6,5 y 7,5 para el buen desarrollo de los
microorganismos en la digestión anaerobia. Luego de las 6 horas de contacto la
vinaza sale a una temperatura de 50,250C. A continuación, la bomba (B-2) envía
el fluido hacia el Filtro Prensa (FP) con el objetivo de eliminar la harina que no
reaccionó con la vinaza y de esta manera evitar futuras incrustaciones en las
operaciones que le siguen en el proceso.
A la salida del FP la vinaza es impulsada por la bomba (B-3) hacia el Tanque de
Almacenamiento (TA) para garantizar una continuidad de flujo en el proceso y
~5~
que de esta manera no se vea afectado por interrupciones; existiendo así un
sistema que sea capaz de almacenar la vinaza en caso que se produzca un
incidente. En este momento la vinaza aún presenta una temperatura de
aproximadamente 500C que le impide la entrada a los reactores de Filtro
Anaerobio de Flujo Ascendente (FAFA-1 y FAFA-2), por lo cual mediante la
bomba (B-4) se hace trasegar la vinaza por un Intercambiador de Calor (IC) de
tubos y coraza que emplea agua como medio de enfriamiento proveniente del
Complejo Azucarero desde los 27 a 320C para reducir la temperatura de la
vinaza hasta 370C, que es la temperatura óptima de desarrollo de los
microorganismos en el intervalo mesófilo.
1.2. Etapa de la Digestión Anaerobia
Anterior a esta operación se realiza la inoculación con el Tanque de Inóculo (TI)
de uno de los dos reactores FAFA con que se cuenta; puesto que trabajan
alternadamente con el objetivo de darle carácter continuo a esta etapa y reducir
los tiempos de operación del proceso. Una vez inoculado el reactor, la bomba
(B-5) transporta la vinaza hacia el reactor FAFA y se deja fermentar durante 24
horas, donde se va a obtener como producto principal el biogás para un volumen
diario de 3 888,75 m3 compuesto fundamentalmente por metano con un 56% y
como productos secundarios el lodo fertilizante y el efluente líquido.
El efluente líquido de los reactores es transportado por una tubería para su
disposición final en pipas cisternas y al sistema de fertirriego de la caña de
azúcar. El biogás obtenido se almacena en un Gasómetro (GS) de campana
móvil que se desliza por una estructura de acero, con capacidad de 200 m3.
Los lodos generados en el fondo de los reactores se mezclan con la torta
obtenida en el filtro prensa, posteriormente son secados en un Lecho de Secado
de Lodos (LSL) para obtener un producto de excelentes propiedades para
emplear como fertilizantes.
A continuación, se muestra en la figura 1 el diagrama de bloques correspondiente
al proceso. Además, en el Anexo 1 se puede apreciar el esquema tecnológico
del proceso o diagrama de flujo representado en el software SuperPro Designer.
~6~
Etapa de Pretratamiento de la Vinaza
Vinaza
Recepción de la Vinaza
Equipo: Tanque de Recepción
Temperatura: 60 °C
Harina de
Conchas de
Ostiones
Homogenización de la Vinaza
Equipo: Tanque de Homogenización
Filtrado de la suspensión
Equipo: Filtro Prensa
Torta
Almacenamiento de la Vinaza tratada
Equipo: Tanque de Almacenamiento
Enfriamiento de la Vinaza tratada
Equipo: Tanque de Almacenamiento
Temperatura: 37 °C
Medio de
enfriamiento:
agua
Etapa de Digestión Anaerobia
Digestión Anaerobia
Equipo: Filtros Anaerobios de Flujo Ascendente
Temperatura: 37 °C
Efluente líquido
Biogás
Fig. 1 Diagrama de bloques del proceso tecnológico.
~7~
Inóculo
Lodo fertilizante
2. Balance de masa y energía
Para obtener los resultados de los balances de masa y energía realizados se
analizarán particularmente cada uno de los equipos que intervienen en el
proceso, de esta manera se podrán efectuar análisis más detallados y tomar las
decisiones más adecuadas para el proceso.
2.1. Tanque de Recepción
Este tanque tiene simplemente la función de almacenar momentáneamente la
vinaza que se obtiene del Complejo Azucarero Industrial, es decir; los 266 m3
diarios que son entregados a la planta de tratamiento. Por lo que esta misma
cantidad será la procesada por el siguiente equipo.
2.2. Tanque de Homogenización
El tanque de homogenización o también denominado reactor químico tiene como
objetivo incrementar el pH ácido de la vinaza a partir de la adición de 4 toneladas
diarias de harina de concha de ostiones (ver figura 2) que garantice una
concentración suficiente para alcanzar el pH deseado. A partir de determinados
experimentos realizados a escala de laboratorio se determinó la densidad de la
harina de conchas de ostiones, la concentración a la salida del reactor, así como
la conversión de la harina en la vinaza.
Fig 2. Concha de ostiones.
2.2.1. Determinación de la densidad de harina de conchas de
ostiones
Para la realización de este experimento fueron medidas tres muestras en tres
probetas diferentes, es decir; primeramente, se pesaron tres probetas vacías de
~8~
10 mL cada una. Se llenaron los 10 mL de cada probeta con la harina de concha
de ostiones, se pesaron nuevamente pero ahora con las probetas llenas. La resta
entre el peso de las probetas llenas y las vacías dará como resultado la masa de
la harina que fue pesada. A continuación, se dividieron estas masas entre el
volumen de las probetas que es de 10 mL y de esta manera se obtiene la
densidad. Fueron promediados los valores obtenidos alcanzando una densidad
promedio de la harina de 1 340 kg/m3. A partir de este resultado pudo calcularse
que la harina ocupaba un volumen de 2,98 m3 y unido al volumen de vinaza se
lograría un volumen de aproximadamente 269 m 3. En la tabla 1 se muestran
todos los resultados recogidos durante el experimento.
Tabla 1. Parámetros experimentales en la determinación de la densidad de la
harina de concha de ostiones.
Muestras
mprobeta
mprobeta
mharina (g)
vacía (g)
llena (g)
Volumen
ρ (g/mL)
probeta
(mL)
1
31
44
13
10
1,3
2
27,8
41,1
13,3
10
1,33
3
27,1
41
13,9
10
1,39
Promedio
1,34
2.2.2. Determinación experimental de la concentración de la
harina a la salida del tanque de homogenización
Para este experimento fueron empleados las siguientes herramientas de
laboratorios: placas de Petri, erlenmeyer, probeta, kitasato (es un matraz
comprendido dentro del material de vidrio de un laboratorio que podría definirse
como un erlenmeyer con un tubo de desprendimiento o tubuladura lateral), papel
de filtro y equipos comunes de laboratorio como la balanza analítica, el agitador
magnético, la bomba de vacío y el horno. El siguiente procedimiento muestra
cómo se procedió para la realización de esta experimentación.
1. Se midieron en una probeta por triplicado 100 mL de vinaza y se
trasvasaron a tres erlenmeyers de 500 mL cada uno.
~9~
2. Se pesaron por triplicado en la balanza analítica 1,5 g de la harina de
concha de ostiones correspondiente a la concentración que se desea
alcanzar en este caso para 100 mL de vinaza.
3. Se le adicionó la harina pesada a cada uno de los erlenmeyers y se puso
a agitar en el agitador magnético a 200 min-1 durante 6 horas.
4. Se pesaron igualmente por triplicado las placas de Petri y los papeles de
filtro, se preparó el kitasato y la bomba de vacío conectada por la
tubuladura lateral.
5. A continuación, se filtraron cada una de las soluciones, los papeles de
filtro lentamente se colocaron en las placas de Petri y se secaron en el
horno con el objetivo de eliminar el agua residual que absorbieron.
6. Se pesaron nuevamente las placas de Petri con los papeles de filtro y la
diferencia entre los pesos de las placas de Petri con los papeles de filtro
secos y las placas de Petri con los papeles de filtro ya filtrados nos dio la
masa de harina que quedó retenida o que no reaccionó.
7. Además, una vez filtrado se le midió el pH a la vinaza en un pH-metro
para verificar que el pH se incrementó.
En la tabla 2 se muestran todos los resultados recogidos durante el experimento.
Tabla 2. Parámetros experimentales en la determinación de la concentración de
la harina de cocha de ostiones.
Muestras
mplacaPetri
mpapeldefiltro
mplaca+papel
mharina (g)
pH
vacía (g)
(g)
seco (g)
1
43,2191
3,7314
48,2528
1,3075
6,25
2
43,6310
2,4995
47,4620
1,3315
6,24
3
45,9080
3,2841
50,4693
1,2772
6,25
Promedio
1,3054
Al obtener como resultado que la harina residual fue de aproximadamente 1,30
g se determinó que representaba una conversión de 13,33% y que a la salida del
reactor químico se podrían encontrar disuelto alrededor de 3 466,80 kg de harina,
por lo que del reactor químico saldrían 268,6 m3.
~ 10 ~
2.3. Filtro Prensa
Debido fundamentalmente a que en la vinaza quedaban disuelto 3 466,80 kg de
harina se decidió emplear un filtro prensa que garantizara la eliminación de la
harina casi en su totalidad. Para ello previamente se seleccionó un filtro que
poseía una capacidad de retención de 10 kg/m2 ("Filtros prensa," 2018a), este
equipo tenía la posibilidad de emplear placas de diferentes dimensiones. En
función del área que facilitan las placas, la capacidad de retención y la cantidad
de harina que se encontraba disuelta; así como el costo que podrían generar
placas de grandes dimensiones se seleccionó una placa de 2,5x2,5 m. Según
("Filtros prensa," 2018b), el filtro prensa presenta un 90% de retención de sólidos
por lo que se conseguiría una torta húmeda de 3 120,12 kg, considerando que
esta torta presenta un 70% de sólidos en materia seca y un 30 % de humedad
("Filtros prensas diseñados y perfeccionados para la filtración de los productos
en las pequeñas y medianas empresas," 2018) se puede afirmar que diariamente
se alcanzarían alrededor de 2,18 toneladas de torta seca.
2.4. Tanque de Almacenamiento
En comparación con el tanque de recepción este tanque de almacenamiento
tiene la función de garantizar la seguridad del proceso durante una interrupción,
es decir; en él se puede almacenar la vinaza de hasta 2 días de trabajo de esta
manera le provee al proceso un carácter continuo.
2.5. Intercambiador de Calor
La transferencia de calor se realiza para enfriar la vinaza tratada a la temperatura
más adecuada para el desarrollo de los microrganismos. Para ello se sigue el
siguiente procedimiento descrito en (Montané; Morales, 2001):
1. Determinación de la diferencia de temperatura verdadera
Para realizar el balance de energía del intercambiador de calor se partió de los
datos iniciales: el flujo de vinaza a procesar 11 470 kg/h, el valor de la
temperatura de la vinaza a la entrada del IC igual a 50°C y la salida de esta a
37°C; siendo el agua el medio refrigerante. Se utilizan tuberías 1 BWG 12 de
~ 11 ~
4,87 m de longitud y pasos entre tubos de 0,031 m. La diferencia de temperatura
verdadera del sistema se determina a partir de la ecuación 1.
𝛥𝑇𝑣 = 𝑓𝑡 · 𝑀𝐿𝐷𝑇
ec. 1
Donde
𝛥𝑇1: Diferencia entre la temperatura de entrada del fluido caliente y la de salida
del líquido refrigerante.
𝛥𝑇2: Diferencia de temperatura entre la salida del fluido caliente y la entrada del
fluido frio.
ft: Factor de corrección
𝑀𝐿𝐷𝑇 =
𝛥𝑇1−𝛥𝑇2
𝐿𝑛
ec. 2
𝛥𝑇1
𝛥𝑇2
El MLDT está sujeto a un factor de corrección (ft), que se obtiene a partir de los
términos siguientes.
R=
𝑇(𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎.𝑣𝑖𝑛𝑎𝑧𝑎)−𝑇(𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎.𝑣𝑖𝑛𝑎𝑧𝑎)
ec. 3
𝑇(𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎.𝑎𝑔𝑢𝑎)−𝑇(𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎.𝑎𝑔𝑢𝑎)
𝑇(𝑠𝑎𝑙𝑖𝑑𝑎.𝑎𝑔𝑢𝑎)−𝑇(𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎.𝑎𝑔𝑢𝑎)
S= 𝑇(𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎.𝑣𝑖𝑛𝑎𝑧𝑎)−𝑇(𝑒𝑛𝑡𝑟𝑎𝑑𝑎.𝑎𝑔𝑢𝑎)
ec. 4
El factor ft se obtiene del gráfico de la página 933 del (Kern, 1999), interpolando
los valores de R y S obtenidos, ft = 0,96.
2. Determinación del coeficiente total de diseño.
Para obtener el valor del coeficiente total para el diseño, primeramente, se debe
suponer un valor de Ud por la tabla 8 de la página 945 del (Kern, 1999), que está
sujeto al tipo de fluido con que opera el intercambiador (agua-solución orgánica
ligera), Ud(supuesto)=500 W/m2 °C.
3. Calculo del área de transferencia de calor.
El área de transferencia de calor se determina por la siguiente expresión:
𝑄 = 𝐴0 · 𝑈𝑑 · 𝛥𝑇𝑣
ec. 5
𝑄 = 𝑚 · 𝐶𝑝 · 𝛥𝑇
ec. 6
𝐴0 =
𝑚·𝐶𝑝 ·𝛥𝑇
ec. 7
𝑈𝑑 ·𝛥𝑇𝑣
~ 12 ~
Donde:
𝐴0 : Área de trasferencia de calor
m: flujo de líquido refrigerante
𝐶𝑝 : capacidad calorífica del fluido refrigerante
𝛥𝑇: diferencia de temperatura entre la entrada y la salida del intercambiador
𝑈𝑑 : coeficiente total de diseño
𝛥𝑇𝑣: diferencia de temperatura verdadera
El área calculada debe ser corregida de acuerdo al número de tubos con los que
contará el intercambiador, número de tubos que se estandariza por la tabla 9 de
la página 947 del (Kern, 1999), para lo cual se debe obtener previamente un
número de tubos supuesto, que está acorde al área supuesta calculada.
𝐴0 = 𝑁𝑡 · 𝐿 · 𝐴𝑒𝑥𝑡
ec. 8
𝐴
𝑁𝑡 = 𝐿·𝐴0
ec. 9
𝑒𝑥𝑡
Donde:
𝑁𝑡 : número de tubos.
L: longitud de cada tubo.
A: área exterior de los tubos
Por tanto, el número de tubos supuesto es Nt = 55,72; este valor lo
estandarizamos por la tabla 9 de la página 947 del (Kern, 1999) y hallamos el
valor más próximo al calculado, Nt(estándar) = 55. Con el valor estándar del número
de tubos se obtiene el diámetro interior de la coraza = 0,3 m y el paso entre
tubos; 1 paso.
Una vez determinados todos los datos necesarios, se calcula el área real del
intercambiador de calor.
𝐴𝑐𝑜𝑟𝑟𝑒𝑔𝑖𝑑𝑎 = 𝑁𝑡 𝑐𝑜𝑟𝑟𝑒𝑔𝑖𝑑𝑜 · 𝐿 · 𝐴𝑒𝑥𝑡
ec. 10
𝐴𝑐𝑜𝑟𝑟𝑒𝑔𝑖𝑑𝑎 = 21,4 𝑚2
~ 13 ~
2.6. Tanque de Inóculo
El tanque de inóculo sirve para almacenar la biomasa que debe ser empleada
en la inoculación del Filtro Anaerobio de Flujo Ascendente a utilizar en ese
momento, según (IDAE, 2007) debe inocularse el filtro con una cantidad de
biomasa de hasta un 30% del volumen a ser procesado; lo que equivale
aproximadamente a 80 m3. La biomasa inicial empleada como inóculo en la
puesta en marcha de los reactores FAFA, provino del Reactor Anaerobio de Flujo
Ascendente (UASB por sus siglas en inglés) ubicado en la empresa azucarera
“Heriberto Duquesne”. El inóculo fue alimentado con vinaza cruda como sustrato
para garantizar su adaptación al medio lo más rápido posible, se mantuvo por un
período de 20 días en condiciones anóxicas a 30 ± 2ºC hasta el momento de su
utilización.
2.7. Filtro Anaerobio de Flujo Ascendente
Para los reactores FAFA los balances de masa y energía se dirigieron
específicamente en la obtención de las cantidades de los productos principal y
secundarios. Para ello se siguió el siguiente procedimiento:
1. Se asumieron los siguientes valores: rendimiento del metano 0,276
m3/kgDQO, rendimiento del reactor FAFA 75% y porcentaje de metano en
el biogás 56 %.
2. Se calculó la DQO de salida a partir de la ecuación 11, dando como
resultado 9,89 kg/m3.
𝐷𝑄𝑂𝑠𝑎𝑙 = (1 − 𝜂𝐹𝐴𝐹𝐴 )𝐷𝑄𝑂𝑎𝑙
ec. 11
Donde:
𝜂𝐹𝐴𝐹𝐴 : rendimiento del reactor FAFA igual a 75%
𝐷𝑄𝑂𝑎𝑙 : Demanda Química de Oxígeno de alimentación igual a 39,55 kg/m 3
3. Se calculó la DQO removida a partir de la ecuación 12, dando como
resultado 29,66 kg/m3.
𝐷𝑄𝑂𝑟𝑒𝑚 = 𝐷𝑄𝑂𝑎𝑙 − 𝐷𝑄𝑂𝑠𝑎𝑙
ec. 12
~ 14 ~
4. Se calculó la cantidad de metano producido por la ecuación 13, dando
como resultado 2 177,7 m3/d.
𝐶𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜 = 𝑄 · 𝜂𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜 · 𝐷𝑄𝑂𝑟𝑒𝑚
ec. 13
Donde:
𝑄: flujo volumétrico de vinaza igual a 266 m3
𝜂𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜 : rendimiento de metano igual a 0,276 m3/kg DQO
𝐷𝑄𝑂𝑟𝑒𝑚 : Demanda Química de Oxígeno removida igual a 29,66 kg/m3
5. Se calculó la cantidad de biogás producido por la ecuación 14, dando
como resultado 3 888,75 m3/d.
𝐶𝑏𝑖𝑜𝑔á𝑠 =
𝐶𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜
ec. 14
%𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑏𝑖𝑜𝑔á𝑠
Donde:
𝐶𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜 : cantidad de metano producido igual a 2 177,7 m3/d
%𝑚𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑏𝑖𝑜𝑔á𝑠 : Porcentaje de metano en el biogás igual a 56%
6. Se calculó la cantidad de lodo húmedo producido por la ecuación 15,
dando como resultado 11,27 t/d.
𝐶𝐿𝐻 =
(
0,1·𝑄·𝜂𝐹𝐴𝐹𝐴 ·𝐷𝑄𝑂𝑎𝑙
)
0,7
ec. 15
100
7. Asumiendo que este lodo presenta un 10% de materia sólida seca se
calcula por la ecuación 16 la cantidad de lodo seco, dando como resultado
1,13 t/d.
𝐶𝐿𝑆 = 𝐶𝐿𝐻 · 0,1
ec. 16
8. Fue asumido también que durante todo el proceso sólo se pierde el 5%
de la vinaza que fue recepcionada al principio de este, por lo que se
calculó el volumen de efluente líquido producido por la ecuación 17, dando
como resultado 252,7 m3/d.
𝑉𝐸𝐿 = 𝑄 · 0,5
ec. 17
~ 15 ~
2.8. Plan de producción anual
A modo de resumen, para el proceso en cuestión se tuvo en cuenta que la planta
trabaja continuamente durante 250 días en turnos de 8 horas; las 24 horas del
día. Esto se debe fundamentalmente a que depende del período en que se
realiza la zafra azucarera y del suministro que provee de harina de concha de
ostiones la Empresa Pesquera Industrial ¨La Coloma¨. A continuación, se expone
de forma resumida el plan de producción anual.
Tabla 3. Plan de producción anual
Materias Primas
Vinaza (m3/año)
66 500
Harina de concha de
1 000
ostiones (t/año)
Materiales de producción
Inóculo (m3/año)
120 000
Productos
Efluente líquido
63 175
(m3/año)
Biogás (m3/año)
972 187,5
Lodos fertilizantes
827,5
(t/año)
3. Dimensionamiento y selección de los equipos del
proceso
Actualmente existen en el mercado mundial una gran variedad de ofertas de
equipamientos tecnológicos que son empleados para diferentes propósitos.
Aquellos equipos que son fabricados sin tener en cuenta las necesidades de
procesos específicos, sino con características de diseño predeterminadas, son
los llamados equipos Standard y no cubren todas las necesidades del ingeniero
químico enfrascado en el diseño de un proceso. Esta situación se puede dar en
cualquier etapa del desarrollo de dicho diseño, ya sea a escala de banco o planta
industrial. Generalmente las bombas, los tanques, los filtros prensas y un gran
número de equipos Standard se pueden seleccionar de la amplia oferta
~ 16 ~
existente, sin embargo, los reactores, ciertos tipos de fermentadores, tanques
agitados, entre otros equipos; tienen que fabricarse específicamente según las
dimensiones características que permiten que las reacciones y los procesos
ocurran según lo previsto. A este tipo de equipo se le denomina equipo no
Standard.
3.1. Dimensionamiento del Tanque de Homogenización
Para el diseño del dicho tanque y del sistema de agitación se siguió la
metodología empleada en (Gates, Morton, & Fondy, 1976):
1. Cálculo del diámetro del reactor
El reactor a diseñar es cilíndrico con un fondo cónico, es por ello que el diseño
se hará en función del volumen de vinaza a procesar teniendo en cuenta un 20%
de sobrediseño, es decir; 323 m3.
𝜋
𝜋
𝑉𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 = 4 · 𝐷2 · ℎ1 + 12 · 𝐷2 · ℎ2
ec. 18
Donde:
D: diámetro del reactor
ℎ1 : altura del cuerpo cilíndrico del reactor
ℎ2 : altura del fondo cónico del reactor
Tomando en cuenta que h1 = D y que h2 = 1/3D, entonces la ecuación 18
quedaría simplificada de la forma siguiente:
𝜋
𝜋
𝑉𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟 = 4 · 𝐷3 + 36 · 𝐷3
ec. 19
Al despejar el diámetro de la ecuación 19 se obtuvo un valor de diámetro del
reactor de 7,2 m que sería igual a la altura del cuerpo cilíndrico del reactor y una
altura del fondo cónico del reactor igual a 2,4 m. Para una altura total del reactor
o tanque de homogenización de 9,6 m.
2. Cálculo de la altura del líquido
Para calcular la altura del líquido en el reactor se tiene en cuenta el volumen que
ocupa este, es decir; 269 m3 y se despeja de la ecuación 18 la altura del cuerpo
~ 17 ~
cilíndrico del reactor (h1) dando como resultado 5,8 m y se suma a este valor la
altura del fondo cónico del reactor, siendo la altura del líquido de 8,2 m.
Los siguientes pasos están en función de diseñar el sistema de agitación.
3. Cálculo de la gravedad específica
𝜌
(𝑆𝑔 ) = 𝜌 𝑙
𝐿
ec. 20
𝑟
Donde:
(𝑆𝑔 ) : gravedad específica de la vinaza
𝐿
𝜌𝑙 : densidad de la vinaza igual a 1 019,85 kg/m3 (Alzate, 2015)
𝜌𝑟 : densidad de referencia (agua a 101,3 kPa) igual a 1 000 kg/m 3
𝜌
(𝑆𝑔 ) = 𝜌𝑠
𝑆
ec. 21
𝑟
Donde:
(𝑆𝑔 ) : gravedad específica de la harina de concha de ostiones
𝑆
𝜌𝑠 : densidad de la harina de concha de ostiones igual a 1 340 kg/m3
(𝑆𝑔 )
=
𝑆𝐿
𝜌𝑠𝐿
ec. 22
𝜌𝑟
Donde:
(𝑆𝑔 ) : gravedad específica de la mezcla
𝑆𝐿
𝜌𝑠 : densidad de la mezcla igual a 1 023 kg/m 3
Dando como resultado que:
(𝑆𝑔 ) = 1,01985
𝐿
(𝑆𝑔 ) = 1,34
𝑆
(𝑆𝑔 )
𝑆𝐿
= 1,023
4. Cálculo del volumen equivalente
𝑉𝑒𝑞 = (𝑆𝑔 ) 𝑉
𝑆𝐿
~ 18 ~
Donde:
V: volumen aplicar al reactor en galones: 71 062,28 gal
𝑉𝑒𝑞 = 72 696,71 𝑔𝑎𝑙 ≈ 75 000 𝑔𝑎𝑙
5. Cálculo de la velocidad de diseño
Para determinar la velocidad de diseño primeramente se necesita estimar la
velocidad terminal, conociendo el tamaño de las partículas que es 500 µm y la
diferencia entre las gravedades específicas de la harina de concha de ostiones
y la vinaza, es decir; (𝑆𝑔 ) − (𝑆𝑔 ) = 0,32015 ≈ 0,25. Con estos 2 parámetros se
𝑆
𝐿
busca en la siguiente figura la velocidad terminal.
Fig 3. Gráfico de la velocidad terminal del sólido en la mezcla (Gates et al.,
1976).
𝑢𝑡 = 4 𝑝𝑖𝑒/𝑚𝑖𝑛
A partir de la figura 4 se determina un factor de corrección en función del % de
sólidos:
Fig 4. Factores de corrección para la velocidad del sólido (Gates et al., 1976).
~ 19 ~
Como el factor de corrección es 1 la velocidad terminal es igual a la velocidad de
𝑝𝑖𝑒
𝑝𝑖𝑒
diseño, por tanto; 𝑢𝑑 = 𝑢𝑡 = 4 𝑚𝑖𝑛 ≈ 10 𝑚𝑖𝑛 .
De acuerdo con (Gates et al., 1976) fue seleccionado la escala 9 la cual permite
una distribución homogénea de los sólidos.
A partir de la escala seleccionada, el volumen equivalente y la velocidad de
diseño se puede escoger en la figura 5 la potencia del agitador y su velocidad.
Fig 5. Potencia y velocidad de agitación para sólidos en suspensión (Gates et
al., 1976).
~ 20 ~
Por tanto, se obtuvieron 4 juegos de valores de potencia y velocidad de agitación,
en función del diámetro del impelente se elegirá el más adecuado para el
proceso.
6. Determinación del número de impelentes.
Para la determinación simplemente debe calcular la relación altura del líquido
entre diámetro del reactor; si dicha relación alcanza un valor inferior o igual a 1,2
entonces se empleará un solo impelente, si la relación es mayor que 1,2 pero
menor o igual a 1,8 entonces tendrá dos impelentes.
𝐻 8,2 𝑚
=
= 1,14
𝐷 7,2 𝑚
7. Cálculo del diámetro del impelente
La determinación del diámetro del impelente se realizará mediante la ecuación
23 para cada uno de los juegos de valores obtenidos de la figura 5.
𝐻𝑝
𝐷 = 394 (𝑛·𝑁3 (𝑆
𝑔 )𝑆𝐿
0,2
)
ec. 23
Donde:
𝐻𝑝 : potencia obtenida de la figura 5
n: número de impelente
N: velocidad de agitación
De esta manera se obtienen los siguientes diámetros:
𝐷400/56 = 116 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 2,95 𝑚
𝐷300/45 = 125 𝑝𝑢𝑙𝑔
𝐷250/37 = 135 𝑝𝑢𝑙𝑔
𝐷200/50 = 147 𝑝𝑢𝑙𝑔
Por lo que lo más recomendable es escoger el impelente de menor diámetro; en
este caso 2,95 m.
3.2. Dimensionamiento de los reactores FAFA
Los Filtros Anaerobios de Flujo Ascendente o mejor denominados digestores
anaerobios también fueron dimensiones pero a partir del Método de las cargas
según (Gutiérrez, 2010). Estos tipos de reactores son de segunda generación
~ 21 ~
(ver figura 6) y se caracterizan por presentar un sistema en donde la biomasa
bacteriana se encuentra, en parte inmovilizada en un material de soporte fijo y
en parte en suspensión entre los espacios vacíos que restan. El propio material
de relleno actúa como separador de gas, que se recoge en la parte superior,
proporcionando zonas de reposo para la sedimentación de los sólidos que se
encuentran en suspensión. Es aconsejable emplear este tipo de reactor para
aguas residuales con una carga orgánica volumétrica moderada, soluble o que
se degrade fácilmente convirtiéndose en compuestos solubles (F. J. M. Pérez,
2007).
Fig 6. Filtro Anaerobio de Flujo Ascendente
El método de las cargas es tradicional para el diseño de digestores anaerobios.
Brinda buenos resultados en la medida que los criterios que se utilicen se basen
en la experiencia previa, sin extrapolar resultados anteriores a una nueva
situación. Este método determina el volumen requerido de reactor en función de
una carga asumida. Para este diseño el factor de carga asumido fue de 10 kg
DQO/m3d (F. J. M. Pérez, 2007).
𝐵𝑣 =
𝐶𝑜∙𝑄
ec. 24
𝑉𝑟
donde:
Bv: Carga Orgánica Volumétrica (kg DQO/m3d)
C0: Concentración de DQO del afluente igual a 39,55 kg/m3
~ 22 ~
Q: Flujo volumétrico alimentado igual a 266 m3/d
Vr: Volumen del reactor (m3)
Por tanto, se despeja de la ecuación 24 el volumen del reactor y se obtiene que
es igual a 1 053 m3. Tomando en consideración que la forma más común en el
mercado para estos filtros anaerobios es cilíndrica y que su altura debe ser
superior a su diámetro; se decidió que h = 3D. Partiendo de la ecuación 25 fue
despejado el diámetro y calculado la altura.
𝜋
𝑉𝑟 = 4 𝐷2 ℎ
ec. 25
Resultando en un valor de 7,64 m de diámetro y 22,9 m de altura.
3.3. Determinación de la carga de las bombas
Método corto para calcular el diámetro óptimo de tuberías y la velocidad
media del fluido (González & García):
Para determinar el diámetro óptimo y la velocidad media de fluidos newtonianos,
como es el caso de la vinaza, se hace uso de la siguiente expresión, la cual es
función del flujo que se desea trasegar por las tuberías:
Diámetro:
𝑔𝑎𝑙
Para flujos mayores que 1 200 𝑚𝑖𝑛:
𝐷0 = 0,20√𝑄
ec. 26
Donde
𝑔𝑎𝑙
Q = 2 342,33 𝑚𝑖𝑛
𝐷0 = 9,68 𝑝𝑢𝑙𝑔
𝐷0 = 10 𝑝𝑢𝑙𝑔 = 0,254 𝑚
Velocidad media:
𝑣=
𝑄
ec. 27
𝐴
~ 23 ~
Donde
𝑚3
Q = 8,66 𝑚𝑖𝑛
𝐴= 𝜋
𝐷2
ec. 28
4
𝐴 = 0,0507 𝑚2
Utilizando la expresión 27:
𝑣 = 170,91
𝑚
𝑚
= 2,85
𝑚𝑖𝑛
𝑠
Método para determinar la carga y la potencia mínima de las bombas a
emplear para el trasiego de la vinaza (González & García):
La carga y la potencia mínima de las bombas se obtuvieron mediante el análisis
del sistema de flujo de vinaza desde el nivel de vinaza en el tanque de recepción
hasta la succión de la bomba B-1. (ver figura 7)
6m
1m
4,5 m
Fig 7. Representación esquemática del sistema bomba-tubería
Carga:
Balance de energía mecánica
H=
∆P
+ ∆𝑧 +
ρg
∆∝𝑣 2
2𝑔
+ ℎ𝑝
fL
v2
𝑜
2g
hp = [𝐷 + ∑ K i ]
ec. 29
ec. 30
~ 24 ~
Donde
H: carga de la bomba
∆P: diferencia de presión en el sistema = 101 325 Pa
∆Z: diferencia de altura = 7 m
𝑚
g: gravedad = 9,81 𝑠2
𝑘𝑔
ρ: densidad del fluido = 1 019,85 𝑚3
v: velocidad media = 2,85
𝑚
𝑠
 : Factor de corrección de energía cinética
hp: Pérdidas totales en accesorios y por efectos friccionales en tubería
Do: diámetro = 0,254 m
L: Longitud = 4,5 m
µ: Viscosidad = 10-3 Pa·s
f: factor de fricción
e: rugosidad = 2·10-4 m
𝑒
ɛ: rugosidad relativa = 𝐷
𝑜
K: Coeficientes de resistencia locales
Tabla 4. Coeficientes de Resistencia locales (Vega & Puyans, 2006)
Accesorios
Coeficientes de resistencia
Borde redondeado
0,04
1 codos de 90˚
0,75
1 válvula de cheque
2
∑ 𝐊𝐢
2,79
El valor del factor de fricción depende del Reynolds (Re) y de la rugosidad
relativa (ɛ)
~ 25 ~
1
√𝑓
= −2log[
𝑅𝑒 =
𝑒
𝐷𝑜
3,7
6,81
+ ( 𝑅𝑒 )0,9 ]
ec. 31
𝑉·𝐷0 ·ρ
ec. 32
µ
Sustituyendo valores en las ecuaciones 32 y 31 se obtiene:
Re = 738 300
f = 0,019
Con estos datos se obtiene el valor de las pérdidas totales en la ecuación 30:
hp = 1,29 m
A partir de la ecuación 29 se obtiene la carga de la bomba:
H = 18,42 m
Potencia mínima consumida por las bombas:
Para determinar la potencia mínima consumida por las bombas se fija una
eficiencia del 80%.
𝑵
η = 𝑁′
ec. 33
Donde
η: Eficiencia de la bomba
N: potencia útil
N´: potencia consumida por las bombas
Para el cálculo de la potencia útil (N) se utiliza la expresión siguiente:
𝑁 = 𝑄∗𝐻∗⍴∗𝑔
ec. 34
Sustituyendo valores en 34 se obtiene:
N= 27,25 kW
Despejando de la ecuación 33 y sustituyendo valores se obtiene:
~ 26 ~
N´= 34,0625 kW
A partir de estos valores calculados se pudo seleccionar las bombas a utilizar en
el proceso de diversos catálogos analizados, tomando como opción final una
bomba en bancada con motor estándar con acoplamiento elástico de 2 polos de
2 900 rpm, modelo NSCF 80-200/370/W25VCC4 ("Catálogo - Tarifa 2018,"
2018). (ver figura 8)
Fig 8. Diagrama de Q vs H ("Catálogo - Tarifa 2018," 2018).
3.4. Cronograma de producción
El cronograma de producción se realizó en función de las dos etapas por las que
está compuesto el proceso, a pesar de ello muchas de las operaciones
principales abarcan un tiempo prolongado por lo que su representación se
apreciará dividida. A continuación, se presentan en cada una de dichas etapas.
Fig 9. Cronograma de producción para la Etapa de Pretratamiento de la vinaza.
~ 27 ~
Fig 10. Cronograma de producción para la Etapa de la Digestión Anaerobia.
Fig 11. Continuación del cronograma de producción para la Etapa de la Digestión
Anaerobia.
3.5. Diagrama de consumo de electricidad de los equipos
Para los diagramas de consumo de los servicios auxiliares se decidió realizar
como el más recomendable el relacionado con la electricidad, ya que la planta
no emplea vapor de agua y el uso del agua se ve limitado a muy pocos equipos
en comparación con el consumo eléctrico de los equipamientos tecnológicos.
Diagrama de consumo de electricidad
TH
300
250
200
150
100
50
B-1
B-2
B-3
B-4
B-5
0
8:00 a. m. - 9:00 a. m. - 3:00 p. m. - 5:30 p. m. - 6:30 p. m. - 11:00 p. m.
8:30 a. m. 3:00 p. m. 3:30 p. m. 6:00 p. m. 7:00 p. m. -11:30 p. m.
Fig 12. Diagrama de consumo de electricidad.
~ 28 ~
4. Cálculos referentes a la fiabilidad del sistema
La fiabilidad es la probabilidad de que un sistema o equipo funcione de manera
satisfactoria en un período de tiempo de trabajo dado, cuando se use bajo
condiciones de operación especificadas. El análisis de fiabilidad se realiza en
una planta para determinar si es necesario instalar equipos de reserva para
aumentar la fiabilidad del sistema. Esta toma valores entre 0 y 1, cuanto más se
acerque a cero menos fiable es el equipo o el sistema, es decir que es más
sensible a las roturas y existe una mayor probabilidad de que el proceso
productivo se detenga producto a una interrupción, todo lo contrario, cuando se
acerca a 1.
El cálculo de la fiabilidad del sistema (Res) depende de la fiabilidad de cada
equipo (Rei) que lo compone, la cual puede determinarse mediante la ecuación
35 en función de cómo trabaje el sistema, es decir; en paralelo o en serie, este
último es el caso del proceso en cuestión.
𝑅𝑒𝑠 = 𝜋𝑅𝑒𝑖
ec. 35
A partir de los expuesto anteriormente se calcula la fiabilidad de la Etapa de
Pretratamiento de la vinaza donde ocurren la mayor cantidad de operaciones en
el proceso. A continuación, se muestran las fiabilidades de los equipos, así como
la de esta sección calculada por la ecuación 35.
Tabla 5. Fiabilidad de los equipos y de la sección analizada.
Equipos
Cantidad
Rei
Tanque de Recepción
1
1
Bombas
4
0,8
Tanque de Homogenización
1
0,95
Filtro Prensa
1
1
Tanque de Almacenamiento
1
1
Intercambiador de Calor
1
1
Res
0,389
Es necesario aclarar que la fiabilidad del tanque de homogenización está
asociado a su sistema de agitación que al trabajar durante 6 horas diarias tiene
una ligera probabilidad de fallar.
~ 29 ~
Con la fiabilidad de esta sección se puede determinar el tiempo efectivo a partir
de la ecuación 36.
𝑡𝑒𝑓𝑒𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜 = 𝑅𝑒𝑠 · 𝑡𝑜𝑝𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙
ec. 36
Donde
𝑡𝑜𝑝𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙 : es el tiempo de operación anual; es decir, 250 días
Después se calcula el tiempo de fallo como la diferencia entre el tiempo de
operación anual y el tiempo efectivo. Se calculan las pérdidas económicas
anuales por fallo mediante la ecuación 38.
𝑡𝑓𝑎𝑙𝑙𝑜 = 𝑡𝑜𝑝𝑒 𝑎𝑛𝑢𝑎𝑙 − 𝑡𝑒𝑓𝑒𝑐𝑡𝑖𝑣𝑜
ec. 37
𝑃é𝑟𝑑𝑖𝑑𝑎𝑠𝑒𝑐𝑜𝑛 = 𝑡𝑓𝑎𝑙𝑙𝑜 · 𝐺𝑎𝑛𝑎𝑛𝑐𝑖𝑎𝑠𝑑𝑖𝑎𝑟𝑖𝑎𝑠
ec. 38
Donde
𝐺𝑎𝑛𝑎𝑛𝑐𝑖𝑎𝑠𝑑𝑖𝑎𝑟𝑖𝑎𝑠 : son las ganancias que se obtienen en un día de trabajo, que
serían 9 047,85 CUC
Finalmente se calculan los costos por fallo del sistema a partir de la ecuación 39.
𝐶𝑝𝑓𝑠 = (1 − 𝑅𝑒𝑠 )𝑃é𝑟𝑑𝑖𝑑𝑎𝑠𝑒𝑐𝑜𝑛
ec. 39
A continuación, se muestran los resultados obtenidos producto de los cálculos
realizados.
Tabla 6. Resultados del cálculo de los costos por fallos del sistema.
𝒕𝒆𝒇𝒆𝒄𝒕𝒊𝒗𝒐 (𝒅í𝒂𝒔) 𝒕𝒇𝒂𝒍𝒍𝒐 (𝒅í𝒂𝒔) 𝑷é𝒓𝒅𝒊𝒅𝒂𝒔𝒆𝒄𝒐𝒏 (𝑪𝑼𝑪) 𝑪𝒑𝒇𝒔 (𝑪𝑼𝑪)
97,28
152,72
1 381 749,49
844 083,12
4.1. Diseño redundante
Una de las medidas principales que se emplean en un proceso tecnológico para
aumentar la fiabilidad del sistema es la aplicación del diseño redundante, es
decir; la incorporación al sistema de equipos de reserva con una disposición en
paralelo en las etapas u operaciones más críticas (de baja fiabilidad) del proceso,
para ponerlos en operación en el momento en que fallen y por supuesto que la
compra de estos pueda ser justificada económicamente. De manera particular
se hará el diseño redundante en las bombas que intervienen en la Etapa de
Pretratamiento de la vinaza que constituyen los equipos de menor fiabilidad.
~ 30 ~
Para calcular la fiabilidad y evaluar la factibilidad económica de un diseño
redundante primeramente se considera la ocurrencia de eventos posibles y se
calculan sus probabilidades:
a) No falla el sistema y la probabilidad se calcula mediante la ecuación 40.
𝑝1 = 𝑅𝑒𝑠
ec. 40
b) Falla la bomba B-1 y entra la que está de reserva y la probabilidad se
calcula mediante la ecuación 41.
𝑝2 = (1 − 𝑅𝑒𝐵−1 )𝑅𝑒𝑠
ec. 41
c) Falla la bomba B-2 y entra la que está de reserva y la probabilidad se
calcula mediante la ecuación 42.
𝑝3 = (1 − 𝑅𝑒𝐵−2 )𝑅𝑒𝑠
ec. 42
d) Falla la bomba B-3 y entra la que está de reserva y la probabilidad se
calcula mediante la ecuación 43.
𝑝4 = (1 − 𝑅𝑒𝐵−3 )𝑅𝑒𝑠
ec. 43
e) Falla la bomba B-4 y entra la que está de reserva y la probabilidad se
calcula mediante la ecuación 44.
𝑝5 = (1 − 𝑅𝑒𝐵−4 )𝑅𝑒𝑠
ec. 44
f) El sistema puede fallar por cualquier otro motivo y la probabilidad es la suma
de eventos anteriores, ecuación 45.
𝑝6 = 𝑅𝑒𝑠′ = 𝑝1 + 𝑝2 + 𝑝3 + 𝑝4 + 𝑝5
ec. 45
Como ya se tiene el valor de la fiabilidad del sistema con redundancia se calculan
los costos por fallos de sistema como mismo se realizó con la ecuación 39.
Tabla 7. Resumen de los cálculos realizados.
Probabilidad 𝑪𝒑𝒇′𝒔 (𝑪𝑼𝑪)
p1
0,389
p2
0,078
p3
0,078
p4
0,078
p5
0,078
p6
0,701
413 386,28
Cabe notar que la probabilidad del sistema con redundancia es mucho mayor
que el sistema sin redundancia.
~ 31 ~
Para evaluar la factibilidad económica del diseño redundante se debe calcular el
costo marginal por fallo a partir de la ecuación 46 y se compara con el costo de
adquisición del equipamiento tecnológico (CAET) de la bomba que se desea
poner de reserva.
𝐶𝑚𝑓 = Cpf𝑠 − Cpfs′
ec. 46
𝐶𝑚𝑓 = 430 696,84 𝐶𝑈𝐶
Como CAET de la bomba de reserva es de 6 100 CUC y el costo marginal por
fallo es mayor que este valor entonces se puede afirmar que se justifica
económicamente la compra de dos bombas para que se incorporen en paralelo
en caso de fallas. La segunda bomba de reserva presenta las mismas
características, pero es de un material diferente por lo que su CAET será mayor
pero aun así se cumple la condición de factibilidad. En el Anexo 2 se puede
apreciar el diagrama de procesos con los equipos de reserva incorporados.
5. Plano de distribución de equipos
Se utilizó el software académico AUTOCAD 2000 para la realización de la vista
en planta, con la distribución física (a escala) de locales y equipos. Los límites
de la planta se representaron con líneas discontinuas que delimitan los extremos
del dibujo. Para el diseño de la planta, se tomó en cuenta el flujo tecnológico del
proceso, para que la distribución de los equipos estuviera acorde a este, y se
ubicaran consecuentemente de acuerdo a lo planteado en la memoria
descriptiva. En este último aspecto, el tanque de recepción y el intercambiador
de calor se ubicaron dentro de los límites permitidos de la planta de tal manera
que estuvieran lo más cerca posible del central azucarero, debido a que el tanque
de recepción recibe la vinaza y el intercambiador el agua de enfriamiento; esta
distribución garantiza una conexión más directa entre el central y los equipos
posibilitando una mejor distribución y organización en el proceso. El gasómetro
se propuso ubicarlo lo más alejado posible de las áreas habitables de la planta
(área administrativa, laboratorios, etc.) por la peligrosidad que su contenido
representa en caso de provocarse un incidente. Producto de las dimensiones de
los equipos en la planta, principalmente el tanque de almacenamiento, se incluyó
dentro de los límites de esta vías de acceso para los vehículos de transporte que
trasladan tanto materias primas como producto terminado; las vías de acceso se
~ 32 ~
dispusieron de tal manera que condujeran hasta los distintos equipos y áreas
con puntos de carga o descarga con el fin de agilizar su estancia en la planta.
También se incluyó espacio adicional en caso de que se requiera aumentar la
capacidad productiva y sea necesario la utilización de equipamientos
adicionales.
6. Diseño del sistema de control
Los microorganismos anaerobios son altamente susceptibles a los cambios en
las condiciones ambientales, por lo que la estabilidad y eficiencia de los procesos
de digestión anaerobia está regida por el control de determinados factores, tales
como la temperatura. Es por ello que es de vital importancia que la corriente de
alimentación del reactor tenga la temperatura idónea para el crecimiento de los
microorganismos en esta operación, en este caso 37 oC. Este parámetro es
controlado en el intercambiador de calor, equipo que tiene como función enfriar
dicha corriente. Para poder establecer un control preciso en la temperatura de la
corriente de salida del IC se propone instalar un sistema de control, que garantice
que este parámetro permanezca en el valor deseado manipulando el flujo de
agua que se emplea como medio de enfriamiento.
T1
T2
IC
S-111
S-112
VCT
agua
tratada
kgf/cm2
I/P
MT
T2m
mA
mA
CT
T2r
T2m
V
V/I
mA
Fig 13. Esquema del sistema de control seleccionado.
~ 33 ~
7. Lista preliminar de equipos
Una vez finalizados los aspectos anteriormente analizados: la descripción del
proceso tecnológico, los balances de masa y energía, el diseño y selección de
los equipos no Standard y Standard respectivamente, así como el diseño
redundante realizado se transitó a elaborar la lista preliminar de los equipos que
intervienen en el proceso; donde se abarcaría la mayor cantidad de información
posible de cada uno de ellos.
Tabla 8. Lista preliminar de equipos
Número
(No.)
1
Código
Denominación
Cantidad
Observación
TR
Tanque de Recepción.
Forma: cilíndrica. V = 320 m3
D = 7,5 m h = 7,5 m
Capacidad de trabajo = 80%
Material: Acero al carbono
con recubrimiento interno
epóxico.
1
Standard
2
Bombas
Q = 532 m3/h H = 18,42 m
Material: Acero al carbono
5
Standard
(dos bombas de
reserva: B-6 y B7)
3
B-1
B-3
B-4
B-5
B-6
B-7
TH
1
No Standard
4
B-2
1
Standard
5
FP
1
Standard
6
IC
Tanque de Homogenización.
Forma: cilíndrica con fondo
cónico.
D = 7,2 m h = 10 m V = 323
m3
Material: Acero al carbono
con recubrimiento externo de
pintura epóxica.
Sistema de agitación: 1
impelente Turbina Rushton
con paletas de 90º, a una
altura del fondo de 2,05 m y
un D = 2,95 m
Bomba
Q=532 m3/h H = 18,42 m
Material: Acero inoxidable
Filtro Prensa
A = 6,25 m2 Placas: 56
Material: Acero al carbono
Intercambiador de Calor.
Aislado
At = 21,4 m2
Material: Acero al carbono
Medio de enfriamiento: Agua
1
Standard
~ 34 ~
7
TA
8
FAFA
9
TI
10
GS
Tanque de Almacenamiento.
Forma: cilíndrica.
V = 640 m3 D = 15 m h = 15 m
Material: Acero al carbono
con recubrimiento interno
epóxico.
Filtro Anaerobio de Flujo
Ascendente
V = 1053 m3 D = 7,64 m
h = 22,9 m
Tanque de Inóculo
V = 80 m3 D = 4,67 m
h = 4,67 m
Material: Acero al carbono
Gasómetro
V = 200 m3 h = d = 6,5 m
Material: Acero al carbono
con recubrimiento interno
epóxico
1
Standard
2
No Standard
(trabajan
alternadamente)
1
Standard
1
Standard
8. Propuesta del sistema de tratamiento de
residuales
El principal residuo que es generado durante todo el proceso es la torta que se
forma en el filtro prensa, por lo que específicamente lo que se propone no es un
sistema de tratamiento de residuales como tal sino el secado conjunto de la torta
con los lodos generados en los reactores FAFA; debido fundamentalmente a que
este residuo presenta un gran contenido de nutrientes y en conjunto con los lodos
se obtendría un biofertilizante con la suficiente calidad para ser vendido
adecuadamente. De esta manera se eliminarían completamente los residuos y
además se obtendrían ingresos económicos.
9. Análisis de prefactibilidad del proyecto de
inversión
Un proyecto no es más que un conjunto de ideas o propósitos bien organizados
y definidos que requieren del concurso de ciertos recursos humanos y materiales
para ser ejecutados en un tiempo predeterminado para alcanzar un objetivo
específico (Bolmey). Mientras que una inversión lo constituye todo aquel recurso
monetario o no, que es utilizado para producir riquezas, es decir; un dinero en
función de producir dinero (Bolmey). Es por ello que en su conjunto un proyecto
~ 35 ~
de inversión se representa como un proceso planificado que tiene como objetivo
ciertos fines económicos claramente definidos para lo cual se emplearán los
recursos humanos y materiales planificados de tal forma que permitan un margen
de utilidades o ganancias atractivo (Bolmey).
A continuación, se realizará un análisis económico para determinar si el proyecto
anteriormente analizado presenta la eficiencia económica necesaria para llevar
a cabo un estudio de factibilidad. Durante este análisis se abordarán los cálculos
de los cotos de adquisición del equipamiento propuesto, el costo de inversión
total, los cálculos de los costos de producción total y de los ingresos totales
anuales, así como el flujo de efectivo o flujo de caja correspondiente y los
indicadores necesarios para medir la factibilidad del proyecto.
9.1. Costo de Inversión Total
Antes que una planta de proceso pueda comenzar a operar normalmente, una
alta suma de dinero es necesaria para garantizar la compra del equipamiento
requerido, la instalación del mismo, la adquisición del terreno donde se construirá
la planta, así como las tuberías de proceso, servicios, edificaciones, etc.
Además, se hace necesario disponer de una cantidad de dinero para el pago de
los gastos de operación iniciales. El capital requerido para garantizar las
necesidades de operación y las facilidades en planta, se denomina Capital Fijo
de Inversión y el necesario para los gastos de operación iniciales Capital Trabajo.
La suma del Capital Fijo de Inversión y el Capital Trabajo, se conoce como Costo
de Inversión Total.
Para determinar el costo de inversión total se empleará el denominado método
de Peters, el cual constituye un método preciso y confiable en función del Costo
de Adquisición de Equipamiento Tecnológico (CAET) y del tipo de planta en
cuestión, es decir; si es de sólidos, fluidos o la combinación sólido-fluido que es
el caso en cuestión. A lo largo de todo el trabajo se consideró como tasa de
cambio que 1 USD = 1 CUC.
9.1.1. Costo de Adquisición del Equipamiento Tecnológico
(CAET)
La mayoría de la información disponible para ser usada en un diseño preliminar
o estimado inicial de costos, está basado en la experiencia anterior acumulada
~ 36 ~
al respecto. Dado que los precios cambian considerablemente en el tiempo,
debido fundamentalmente a la variación en las condiciones económicas
existentes, es que se hace necesario la utilización de índices de costo estimados,
para tener en cuenta estas fluctuaciones en cuanto a costos de plantas, equipos,
etc., se refiere. Un índice de costo es un valor para un punto dado en el tiempo,
que muestra el costo relativo de un producto, tomando como referencia un cierto
tiempo base. Así, si el costo de un equipo en un momento dado ya pasado se
conoce, puede estimarse su costo equivalente para un tiempo presente o futuro,
multiplicando el costo original del recurso por la relación entre el índice de costo
en el tiempo presente o futuro y el índice de costo original, también se les
denomina índices de Marshall y Stevens (Santana, Jiménez, & Abad, 2002).
Í𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒
𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜𝑃𝑟𝑒𝑠𝑒𝑛𝑡𝑒 = 𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜𝑂𝑟𝑖𝑔𝑖𝑛𝑎𝑙 ( Í𝑛𝑑𝑖𝑐𝑒𝑃𝑟𝑒𝑠𝑒𝑛𝑡𝑒 )
ec. 47
𝑂𝑟𝑖𝑔𝑖𝑛𝑎𝑙
En el presente trabajo se emplearon los siguientes índices de Marshall y
Stevens:
Tabla 9. Índices de costo.
Año
Índice
2014 1 375,29
2017 1 431,68
2018 1 450,48
Cuando es necesario estimar el costo de un equipo para una capacidad o tamaño
dado y la información necesaria al respecto disponible para este mismo equipo,
pero de diferente magnitud se conoce, es posible determinar el costo de
adquisición deseado, usando los índices de escalado y aplicando la denominada
regla del factor 0,6 o fórmula de Williams (Santana et al., 2002). Lo anterior
puede expresarse como:
𝐶𝑎𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑎𝑑
0,6
𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜𝐴 = 𝐶𝑜𝑠𝑡𝑜𝐵 (𝐶𝑎𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑎𝑑𝐴 )
ec. 48
𝐵
Para el equipamiento propuesto fue empleado la ecuación 47 para ajustar el
costo de todos los equipos desde el año de referencia (2014) hasta el actual
(2018). Sólo en el caso específico de los reactores FAFA se realizó
primeramente un ajuste por capacidad mediante la ecuación 48 y después por
índices de costos (ecuación 47).
~ 37 ~
Tabla 10. Costo de Adquisición de Equipamiento Tecnológico (CAET)
Equipos
Tanque de
Recepción
Cantidad
1
Costo de
Costo
Referencia
Actualizado
(USD)
(CUC)
85 500
("Tank
Cost," 2014)
90 174,47
90 174,47
6 433,5
38 601
11 706,86
11 706,86
6 100
("Centrifugal
pump cost,"
2014)
11 100
("Centrifugal
pump cost,"
2014)
Costo Total
(CUC)
Bombas
6
Bombas (acero
inoxidable)
1
Tanque de
Homogenización
1
85 800
("Blender
Cost," 2014)
90 490,87
90 490,87
Filtro Prensa
1
49 400
("Filter
Cost," 2014)
52 100,80
52 100,80
Tanque de
Almacenamiento
1
114 600
("Tank
Cost," 2014)
142 275,27
142 275,27
Intercambiador
de Calor
1
21 400
("Heat
exchanger
cost," 2014)
22 569,98
22 569,98
Reactor de Filtro
Anaerobio de
Flujo Ascendente
2
442 999 (A.
C. Díaz,
2017)
448 815,73
897 631,45
Tanque de
Inóculo
1
49 600
("Reactor
Cost," 2014)
52 311,74
52 311,74
Gasómetro
1
63 000
("Tank
Cost," 2014)
66 444,34
66 444,34
CAET (CUC)
~ 38 ~
1 442 896,93
9.1.2. Método de Peters
A continuación, se muestra la tabla 11 correspondiente a los índices del método
de Peters, en este caso no se tuvo en cuenta el aspecto relacionado con la
compra del terreno debido a que la planta se encuentraría localizada dentro de
las inmediaciones del Central Azucarero:
Tabla 11. Método de Peters
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
Costos Directos
Equipamiento
Instalación del equipamiento
Instrumentación y control
Tuberías
Electricidad
Edificaciones
Preparación del terreno
Facilidades de Servicios Auxiliares
Total Costos Directos
Costos Indirectos
Ingeniería y supervisión
Gastos de construcción
Total Costos Indirectos
Total Costos Directos e Indirectos
Ganancias del contratista
Contingencias
Capital Fijo
Capital Trabajo
Costo de Inversión Total
Sólido-Fluido Costos (CUC)
Índices
100
1 442 896,93
39
562 729,80
13
187 576,60
31
447 298,05
10
144 289,69
29
418 440,11
10
144 289,69
55
793 593,31
287
4 141 114,19
32
34
353
18
36
407
74
487
461 727,02
490 584,96
952 311,97
5 093 426,16
259 721,45
519 442,89
5 872 590,5
1 067 743,73
6 940 334,23
9.2. Costos Totales Anuales
Para facilitar los cálculos económicos los costos totales anuales se dividieron en
costos variables; aquellos gastos que varían respecto al flujo de producción y los
costos fijos; aquellos que no varían o que su variación es prácticamente
despreciable. Cada uno de estos elementos están compuestos por diferentes
costos que en su mayoría representan al costo de operación anual y los gastos
generales. A continuación, se hará un desglose de ellos y se analizará de que
manera se llegó a ellos.
~ 39 ~
9.2.1. Costos Variables
Los costos variables para el presente trabajo serán: materias primas, materiales
de producción y los servicios auxiliares.
 Materias Primas
Como materia prima a emplear se definió únicamente la harina de concha de
ostiones, ya que la vinaza era un residuo generado en el Complejo Azucarero
que no representaba un ingreso económico para este por lo que no constituía un
gasto de dinero.
Para el caso específico de la harina tampoco se tenía conocimiento de un precio
establecido por la Empresa Pesquera Industrial ¨La Coloma¨ ya que este era
también un residuo, es por ello que se decidió tomar como precio de compra de
la harina la transportación de esta desde Pinar del Río hasta Mayabeque. A partir
de los cálculos de distancia, de consumo de combustibles y capacidad de
transportación se definió que el precio de compra sería de 151 CUC a la semana
y como los 250 días trabajados representaban aproximadamente 36 semanas el
gasto económico anual por materias primas sería de 5 436 CUC.
 Materiales de Producción
Como material de producción se tenía el inóculo empleado en los reactores
FAFA y al igual que el caso anterior no se tenía conocimiento de un precio
establecido, es por ello que se realizó un procedimiento similar al anterior donde
se tomaría en cuenta la distancia de transportación desde Villa Clara hasta
Mayabeque. Dando como resultado un precio de compra de 161 CUC por cada
30 m3 y eran necesarios diariamente 80 m3 por lo que anualmente se generaba
un gasto de 120 750 CUC.
 Servicios Auxiliares
Para este caso la planta en cuestión no consumía vapor de agua, por lo sólo se
analizaron el consumo de electricidad y de agua.
Para la electricidad se tuvo en cuenta las bombas del procesos que consumían
alrededor de 37 kW diarios (con 5 bombas en funcionamiento) y el sistema de
agitación del tanque de homogenización que consumía 298,28 kW diarios por
trabajar durante 6 horas continuas. Considerando que el precio de la electricidad
~ 40 ~
sería de 0,16 CUC/kW (A. C. Díaz, 2017), entonces el gasto anual ascendería a
19 331,2 CUC.
Para el agua se tuvo en cuenta el consumo en el intercambiador de calor que
empleaba agua como medio de enfriamiento, con un consumo diario de 85,84
m3 y un precio del agua de 0,11 CUC/m3 (A. C. Díaz, 2017) se asciende a 2 360,6
CUC. Para un total de gastos de 21 691,8 CUC en servicios auxiliares.
Por lo que los costos variables eran iguales a 147 877,8 CUC. También se tuvo
en cuenta en los cálculos un costo variable unitario en función de la producción
anual del producto principal: el biogás, para ello se dividió el costo variable entre
la producción anual de biogás que es de 972 187,5 m 3 dando como resultado
0,1521 CUC/ m3 biogás. A continuación, también se tuvo en cuenta una relación
entre los productos secundarios y el producto principal; es decir, relación vinazabiogás igual a 0,065 m3 vinaza/m3 biogás y la relación lodo-biogás igual a 0,0009
t lodo/ m3 biogás.
9.2.2. Costos Fijos
En los costos fijos se incluyeron de manera general los salarios, mantenimiento,
suministros de operación, costos indirectos de operación anual y los gastos
generales.
 Salarios
Los salarios fueron una aspecto importante que se tuvo en cuenta, al analizar
exhaustivamente la producción diaria se decidió que eran necesarios 8
operarios, donde 2 trabajarán en turnos de 8 horas las 24 horas del día para un
salario básico de 500 CUC por un factor de incremento igual a 2. Lo que
generaría un gasto anual de 64 000 CUC
El resto de los costos involucrados se calcularon mediante factores reportados
en (Santana et al., 2002), en la siguiente tabla se muestran estos resultados así
como la suma de todos ellos incluidos los salarios.
Tabla 12. Aspectos involucrados en los Costos Fijos
Aspectos
Factor
Valor (CUC)
Mantenimiento
2% del Capital Fijo
117 451,8
Suministros de
10% del Mantenimiento
11 745,2
operación
~ 41 ~
Laboratorios
10% del Salario
6 400
Regalías y
1% de los Gastos Totales
7 495,77
Supervisión
10% del Salario
6 400
Impuestos (Costos
1% del Capital Fijo
58 725,9
4% del Capital Fijo
234 903,6
Embalaje y
50% de la suma de
93 925,9
Almacenamiento
Salarios+Mantenimiento+Supervisión
Patentes
Indirectos)
Seguros y Rentas
(Costos Indirectos)
(Costos Indirectos)
Administrativos
25% de los Costos Indirectos
96 888,9
10% del Costo de Operación Anual
74 892,6
5% del Costo de Operación Anual
37 446,3
+ Salarios
810 275,9
(Gastos Generales)
Distribución y
mercadeo (Gastos
Generales)
Investigación y
Desarrollo (Gastos
Generales)
Costos Fijos
9.3. Ventas Anuales
El análisis que se realizó sobre los ingresos fue el siguiente: primeramente, se
precisaron las cantidades de producto principal y secundarios producidos
anualmente que se muestran en el epígrafe 2.8. Se calculó para el biogás la
cantidad de electricidad que se podía producir con este a partir de su poder
calórico igual a 6,5 kWh/m3 (A. C. Díaz, 2017), determinándose que pueden ser
generados aproximadamente 6 319 219 kWh/año. Posteriormente se calcularon
los ingresos en dependencia del precio de venta de cada uno de los productos:
electricidad generada por biogás; 0,234 CUC/ kWh, efluente líquido; 12,5
CUC/m3 y lodos fertilizantes; 500 CUC/t (este producto pudo ser vendido a un
alto precio debido al gran contenido de nutrientes presentes en él fruto de la
unión de las tortas del filtro prensa con los lodos de los reactores FAFA), los
~ 42 ~
ingresos podrán ser percibidos en el epígrafe del flujo de caja de la planta . Se
tuvo en cuenta también el ahorro de combustible que representa el biogás
producido para el Complejo Azucarero mediante la relación que 1 m3 de biogás
equivale a 0,8 L de combustible (IDAE, 2007), por lo que se ahorraron 777,75 m3
de combustible por su precio actual que ronda aproximadamente 1,55 USD/gal
se obtendrían como resultado 318 462,77 CUC que se ahorran cada año.
9.4. Flujo de Caja
El procedimiento que se hará a continuación fue el que se tuvo en cuenta a la
hora de calcular el flujo de caja de la planta (ver anexo 4).
1. Se decidió que en primer año de producción de la planta esta trabajaría
solamente hasta el 80% de su capacidad, mientras que el segundo año
sería hasta el 90% y para el resto de los años en producción se trabajaría
a plena capacidad.
2. Teniéndose que la producción máxima alcanzable por la planta sería de
972 187,5 m3 de biogás se multiplicó esta por el porcentaje de capacidad
en el año correspondiente, para así determinar cuanto de produjo en cada
año.
3. Una vez que tuvo la producción anual de biogás para cada año se
calcularon los ingresos que representaban; multiplicando la producción
anual por el poder calórico del biogás por su precio de venta.
4. Para los ingresos producidos por la venta del efluente líquido se realizó
algo muy similar; multiplicando la producción anual de biogás por la
relación vinaza-biogás (0,065 m3 vinaza/ m3 biogás) por su precio de
venta.
5. Para los ingresos producidos por la venta del lodo fertilizante se realizó
algo muy similar; multiplicando la producción anual de biogás por la
relación lodo-biogás (0,0009 t lodo/ m3 biogás) por su precio de venta.
6. Se sumaron todas las ventas anuales obtenidas incluyendo los ingresos
por ahorro de combustible.
7. Se determinaron los costos variables mediante la multiplicación de la
producción anual de biogás por el costos variables unitarios. Los costos
fijos ya habían sido determinados en el epígrafe 9.2.2. y su valor era
invariable.
~ 43 ~
8. A continuación, se sumaron los costos variables y los costos fijos para
obtener los Costos Totales Anuales (Ate).
9. Mediante la ecuación 49 se calcularon los Ingresos de Caja Anuales (Aci).
𝐴𝑐𝑖 = 𝐴𝑠 − 𝐴𝑡𝑒
ec. 49
10. Mediante la ecuación 50 se calcularon los Cargos Anuales por
Depreciación (Ad) considerando un tiempo de vida útil de 10 años.
𝐶𝑎𝑝𝑖𝑡𝑎𝑙 𝑓𝑖𝑗𝑜
𝐴𝑑 = 𝑇𝑖𝑒𝑚𝑝𝑜 𝑑𝑒 𝑣𝑖𝑑𝑎 ú𝑡𝑖𝑙
ec. 50
11. Para una razón fraccional de impuestos o tasa impositiva (t) de 0,35 se
determinanó mediante la ecuación 51 el Importe Anual por Impuestos
(Ait).
𝐴𝑖𝑡 = (𝐴𝑐𝑖 − 𝐴𝑑)𝑡
ec. 51
12. Mediante la ecuación 52 se calcularon los Ingresos de Caja Anuales Netos
(Anci).
𝐴𝑛𝑐𝑖 = 𝐴𝑐𝑖 − 𝐴𝑖𝑡
ec. 52
13. Conocido ya el Costo de Inversión Total (Atc) desarrollado en el epígrafe
9.1. se calculó mediante la ecuación 53 el Flujo de Caja Anual Neto.
𝐴𝑐𝑓 = 𝐴𝑛𝑐𝑖 − 𝐴𝑡𝑐
ec. 53
14. Para cada año establecido (n) y teniendo en cuenta una tasa de interés
(i) del 12% se calculó mediante la ecuación 54 el factor de descuento (fd).
1
𝑓𝑑 = (1+𝑖)𝑛
ec. 54
15. Mediante la ecuación 55 se determinaron los Flujos de Caja Anuales
Descontados (Adcf).
𝐴𝑑𝑐𝑓 = 𝑓𝑑 · 𝐴𝑐𝑓
ec. 55
16. Mediante la ecuación 56 se determinó el Valor Actual Neto (VAN) y con
ayuda del software Microsoft Excel se calculó la Tasa Interna de
Rendimiento (TIR).
𝑉𝐴𝑁 = Σ𝐴𝑑𝑐𝑓
ec. 56
10.
Simulación de una sección del proceso
tecnológico
Con la ayuda del simulador Super Pro Designer se decidió simular una parte de
la etapa de Pretratamiento de la vinaza, es decir desde la salida del tanque de
homogenización hasta la salida del filtro prensa. (ver anexo 5)
~ 44 ~
Conclusiones

La descripción tecnológica se ajustó con los códigos de los equipos,
diagramas de procesos y bloques.

Al aplicar los balances de masa y energía al proceso tecnológico se
obtuvo que el efluente líquido producido al año es de 63 175 m3, el biogás
es de 972 187,5 m3 y los lodos fertilizantes obtenidos son de 827,5
toneladas.

Los equipos no standard del proceso identificados fueron: el tanque de
homogenización, y los reactores FAFA. Estos equipos fueron diseñados
de acuerdo a las características tecnológicas del proceso y a su
producción diaria.

El sistema posee una fiabilidad de 38,9%, valor relativamente bajo que se
incrementó con el diseño redundante de las bombas, donde la compra se
justifica económicamente para el empleo de dos bombas de reservas.

La distribución de los equipos mediante la utilización del software
AUTOCAD tuvo presente la peligrosidad de cada uno de ellos y su
disposición en la planta para lograr que se encuentren acordes al flujo
tecnológico.

En la lista preliminar de los equipos se recopiló información acerca del
código, las dimensiones, sus capacidades, materiales de fabricación y
observaciones acerca de si eran standard o no standard.

El residual principal del proceso eran las tortas generadas en el filtro
prensa; estas presentaban altos contenidos de nutrientes, por lo que se
combinaron con los lodos generados en los reactores FAFA para su
utilización como biofertilizantes.

La evaluación de la inversión fue factible obteniéndose un VAN de
1 380 677,56; una TIR de 16 % y un plazo de recuperación de la inversión
de 8 años.
~ 45 ~
Recomendaciones
Se recomienda que:

Realizar un estudio de campo alrededor de la planta para garantizar
puntos de ganadería de los cuales se pueda obtener biomasa para
preparar el inóculo en la planta y disminuir los costos referentes al inóculo.

Buscar nuevas alternativas en cuanto a la utilización del agente
neutralizante para incrementar la capacidad productiva y obtener mayores
beneficios económicos.
~ 46 ~
Bibliografía
Acosta, I. Y. L. (2008). La Energía en la Protección del Medio Ambiente. Estudio
de las modificaciones al esquema tecnológico de la producción de biogás
a escala piloto. . (Tesis para optar por el grado de Máster en Ciencias
Técnicas), Universidad Tecnológica de La Habana José Antonio
Echeverría, La Habana.
Alzate, C. E. A. (2015, 19/07/2015). Caracterización físico-química de una vinaza
resultante de la producción de alcohol de una industria licorera, a partir
del aprovechamiento de la caña de azúcar.
Blender Cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
Bolmey, I. T. V. A.). Fases y etapas en los proyectos de inversión. La Habana.
Catálogo - Tarifa 2018. (2018). In X. W. S. E. S.L.U. (Ed.).
Centrifugal pump cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
Curbelo, J. M. C., & Acosta, Y. L. (2014). Alternativas de tratamiento de las
vinazas de destilería. Experiencias nacionales e internacionales. Centro
Azúcar, 41.
Díaz, A. C. (2017). Propuesta integral para el tratamiento de vinaza con
recuperación de productos de valor agregado. (Tesis en opción al grado
científico de Doctor en Ciencias Técnicas), Universidad Tecnológica de
La Habana ¨José A. Echeverría¨, Cuba.
Díaz, I. A. C. (2013). Tratamiento de vinazas en un Filtro anaerobio empacado
de flujo ascendente (Memoria escrita presentada en opción al Título
Académico de Master En Ingeniería Ambiental), Universidad Tecnológica
de La Habana José Antonio Echeverría, La Habana.
Filter Cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
Filtros prensa. (2018a). Equipos para depuración de aguas residuales. Retrieved
from www.gtmediterraneo.com
Filtros prensa. (2018b). Retrieved from www.simtech.cl
Filtros prensas diseñados y perfeccionados para la filtración de los productos en
las
pequeñas
y
medianas
empresas.
(2018).
Retrieved
from
http://cramix.com
Gates, L. E., Morton, J. R., & Fondy, P. L. (1976). Selecting agitator systems to
suspend solids in liquids. Chemical Engineering, 83.
~ 47 ~
González, D. G. R., & García, I. E. P. D.). Método corto para el diseño de tuberías
y selección de bombas.
Gutiérrez, C. M. (2010). Tratamiento de Agua y Gestión y Tratamiento de
residuos.
Heat exchanger cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
IDAE. (2007). Biomasa: Digestores anaerobios. Madrid, España.
Kern, D. Q. (1999). Procesos de transferencia de calor (31 ed.).
Lettinga, G., & Hulshoff, L. (2000). UASB Process design for various types of
wastewater Science and Technology, 24, 87-107.
Lorenzo, Y., & Obaya, M. C. (2006, enero-abril). La digestión anaerobia y los
reactores UASB. Generalidades. redalyc.org, XL, 8.
Montané, M. D.). Equipos de intercambio térmico.
Morales, J. A. S. (2001). Cálculo de transferencia de calor en recipientes
enchaquetados y con serpentín. La Habana, Cuba.
Pérez, F. J. M. (2007). Comportamiento dinámico de digestores anaerobios.
(Para optar al grado de Doctor ), Universidad de Santiago de Compostela,
Pérez, J. L., & Cárdenas, J. R. (2000). Viabilidad técnico-económica del
establecimiento de un biodigestor UASB en la destilería Nauyú.
Tecnología Química, 20, 68-70.
Rajeshwari, K. V., Balakrishnan, M., Kansal, A., Lata, K., & Kishore, V. V. N.
(2000). State-of-the-art of anaerobic digestion technology for industrial
wastewater treatment. Renewable and Sustainable Energy Reviews, 4,
22.
Reactor Cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
Santana, E. F., Jiménez, G. G., & Abad, O. M. (2002, 07/2002). Ingeniería
Económica para Ingenieros Químicos. La Habana, Cuba.
Tank Cost. (2014). Retrieved from www.matche.com
Vega, J. M. R., & Puyans, L. G. (2006). Hidrodinamica y Separaciones Mecanicas
(Vol. Tomo 1): Felix Varela.
Wesley, J., & Barbosa, L. A. (2000). Vinaza de caña de azúcar. Guaíba.
~ 48 ~
Anexos
Anexo 1. Diagrama del Proceso.
~ 49 ~
Anexo 2. Diagrama del Proceso con los equipos de reserva.
Anexo 3. Plano de distribución de la planta.
Anexo 5. Simulación de una sección de la planta.