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EMILIO DELGADO TOBÓN Ingeniero Mecánico. Magíster en Ingeniería Mecánica. Docente Investigador Universidad Libre

MARBV BARÓN • ANDRÉS VILLADA Estudiantes Ingeniería Química, Universidad América

RESUMEN

En este trabajo se estudió la producción de una mezcla gaseosa de alta potencialidad energética mediante el proceso de gasificación de cáscara de copoazú fruto típico de la amazonía colombiana. Para la realización de las pruebas se diseñó, construyó y fue puesto en marcha un equipo de laboratorio para gasificación constituido por un reactor e n contracorriente de lecho fijo. En el estudio se analiza el comportamiento del material biomásico al modificar la altura de lecho y el diámetro de partícula como vari_ables experimentales de proceso.

' .PALABRAS CLAVE

' I ~ ' ,

Bioco~busti bles, Reciclaje, Gasificación.

·' tf' ABSTRACT

In this work studied the production of gaseous mixture of high power potentiality by means of the process of gasificacion of rind of copeazu typical fruit of amazonia Colombian. For the accomplishment of the test an equipment of gasificación was designed, constructed and was started up constituted by a reactor in

Fecha de recepción del artículo: 23 de septiembre de 2005. Fecha de aceptación del artículo: 29 de septiembre de 2005.

crosscurrent of fixed bed. In the study one analyzes the behavior of the material when modifying the heigt of bed and the diameter of particle like experimental variables of process.

KEY WORDS

Biocumbustibles, recycl ing, gasificacion.

INTRODUCCIÓN

La amazonia colombiana es la región con mayor biodiversidad y por lo tanto se presenta como la zona más promisoria del país, sin embargo presenta una diferencia considerable con respecto a las zonas centrales del país; la falta de interconexión a la red nacional de energía, los altos costos de los combustibles como la gasolina y de los sistemas de generación actual qµe presentan grandes deficiencias, desventajas y poca calidad en el servicio, hacen evidente la búsqueda de nuevas soluciones energéticas. La amazonia colombiana cuenta con una variada producción de frutos exóticos utilizados en su mayoría en la realización de productos alimenticios como es el caso de mermeladas, dulces, helados y otros. Durante la fabricación de estos productos se ha dejado de aprovechar parte del fruto; así durante el proceso de adecuación del maraco y el copoazú con fines alimenticios se ha desechado la cáscara que representa cerca del 46.7% del fruto, la cantidad total de producción por cosecha es de 144.000

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Kg/cosecha en 20 hectáreas de plantación, esto sugiere la necesidad de evaluar la utilización de estos residuos como biocombustibles mediante un proceso de gasificación que permita disminuir su impacto en el medio ambiente y a su vez aumentar su valor agregado en la cadena productiva.

MATERIALES Y MÉTODOS

El estudio del proceso de gasificación de cáscara .de copoazú por medio de vapor de agua como agente gasificante, fue realizado en un reactor de lecho fijo en contracorriente construido en acero inoxidable AISI 316 que permite medir la pérdida de masa con respecto a la temperatura por medio de una balanza analítica a temperaturas cercanas a los 1100 ºC y una razón de calentamiento de 8 ºC/min llevados a cabo en un proceso de dos pasos. Los gases resultantes son recogidos por un sistema que permite la separación de las fases liquidas, sólida y gaseosas obteniendo una mezcla gaseosa de calidad adecuada que es analizada por cromatografía gaseosa. Previamente fue realizado un análisis fisicoquímico de la muestra por medio de los análisis elemental y próximo que permiten conocer cuantitativamente los porcentajes en peso del contenido total de Carbono, Hidrógeno, Nitrógeno, Oxígeno, Azufre y las cantidades de humedad, ceniza, material volátil, carbón fijo correspondiente para cada prueba.

DISEÑO DE EQUIPO

En el diseño, construcción y puesta en marcha de un reactor de lecho fijo en contracorriente a nivel laboratorio fue necesario seleccionar los parámetros que permitirían el pleno manejo de las variables de estudio al igual que la utilización del equipo para estudios posteriores. Estos son temperatura máxima de operación cercana a los 11 OOºC, tiempo corto de retención del gas en el reactor, flexibilidad en el manejo de agentes gasificantes como vapor de agua, aire, oxígeno y dióxido de carbono, variabilidad de la altura de lecho sin modificar la cantidad de masa del material introducido, control de pérdida de masa con respecto a la temperatura, caída rápida de temperatura fuera del reactor, sistema de ingreso de un gas inerte para disminución de la concentración de oxígeno presente, sistema de recolección de gases para su posterior análisis, sistema de retención del material particulado presente en los gases obtenidos, sistema de succión de gas de síntesis, separación de la fase líquida y fase gaseosa (extracción de aceites y agua), resistencia a la corrosión de ácidos presentes en los aceites piroleñosos, material de construcción que presente .buen comportamiento a altas temperaturas, altas presiones y resistencia a la deformación (Figura 1 ).

SUMINtS'T'ROOAS INERTE

CONTROL ~~

SISTB.'IADf / 1"ANSFEREHCfA

Figura 1.

SEti50RESDEPESO

/

REACTOR

Figura2.

~ •

Para satisfacer los requerimientos se construyó un equipo de gasificación constituido por un reactor en acero inoxidable en AISI 316 de cédula 40 con un volumen total de 638 cm3 que cuenta con dos secciones la parte superior de forma cilíndrica de una altura de 16.5 cm por 6.06 cm de diámetro, la parte inferior cónica de diámetro superior 6.06 cm y diámetro inferior de 2.67 cm conectado a una tubería de entrada de agente gasificante y salida de gas de síntesis cada una de diámetro 2.13 cm. El reactor es acoplado a un sistema de cierre roscado el cual se compone de una sección de reducción de área, una tubería de entrada del gas inerte y un cono de conexión al sistema de alimentación ubicado en el interior del reactor con capacidad de 15 gramos de material. La parte superior del sistema de alimentación se encuentra compuesto de un sistema guía de los gases reaccionante que disminuye la

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producción de componentes segundarlos en la mezcla gaseosa (Figura 1 ).

Todo el equipo se encuentra soportado por una base cuadrada de longitud 30cm y 32cm de ancho fabricada en ángulo de hierro de 1.905 cm (3/4 in.) de la cual se desprenden dos brazos semicurvos soportados por cuatro varillas en acero inoxidable AISl-SAE 316 de diámetro 0.683 cm que sostienen el reactor en la parte central mediante un cierre tipo abrazadera construido en platina de hierro curvada, acopladas mediante 2 tornillos brístol en acero AISl-SAE 316. El soporte permite mantener el equilibrio del reactor, mediante un sistema mecánico de control dotado por 4 tornillos brístol y un

1 ; 1 : • 1 • 1

~ ~~~ Figura 3.

indicador de nivel tipo burbuja; esto con el fin de evitar una desviación del eje de equilibrio.

Varios sensores son utilizados para transmitir la señal que permite controlar y conocer el comportamiento de la tempera­tura y la pérdida de masa dentro en el equipo (Figura 3).

Sensor de pérdida de masa La pérdida de masa es cuantificada por medio de una balanza analítica marcaAND HR-200 con una capacidad máxima de medida de 210 gramos y mínima de 0.1 miligramos. La balanza se encuentra enlazada por medio de un sistema de equilibrio de acero inoxidable AISl­SAE 316 de terminación circular que sostiene la canasta

· de alimentación del material permitiendo identificar la cantidad de biomasa presente en un momento dado.

Sensor de temperatura El medidor de temperatura se encuentra ubicado en la part.e central del horno, este se compone de una termocupla (Níquel-Cromo Níquel) tipo K de losas de 25 crn de longitud.

se· 6uenta con 3 sistemas de intercambio de calor, ir.ista1a8os en los puntos críticos recubriendo los acc~s'os' de líquido y gas (entrada de gas inerte, salida

Cálculo de superficie y áreas

de gases de síntesis y entrada del agente gasificante) todos ellos fabricados en cobre, material que permite buena transferencia, tiene gran flexibilidad y permiten una fácil remoción.

lntercambiadores de Calor Para el diseño de los intercambiadores se eligió el tipo espiral de tubos ya que este proporciona uno de los medios más económicos, eficientes y de fácil construcción para la obtención de superficies de transferencia de calor en espacios limitados1

• Los intercambiadores de espiral tienen un diseño similar a un intercambiadortubular, se instalan frecuentemente en recipientes cilíndricos verticales y se construyen doblando longitudes variables de tuberías de cobre, acero o aleaciones (Figura 4).

Dimensionamientos

Longitud del intercambiador (L)

Diámetro exterior tubo espiral (De)

Diámetro interno Tubo espiral (Di)

Diámetro espiral (Dh) .

Número de vueltas (Nv)

Figura 4.

1.8399 m

0.0064 m

0.0049 m

0.0285 m

21 Vueltas

Tabla 3.24. Cálculo intercambiador

Cálculos Ecuaciones Valores Unidades

Superficie por pie lineal 1t X De 0.0201 m2/m

Área de transferencia espiral (Ae) Ae = n: x Oh x Spl 0.0018 m2

Área de transferencia del espiral (A) A=Nv*Ae 0.0378 m2

Área de flujo espiral (Af) Af = (n:*Di2)/4 1.8E·5 m2

1 KERN Donal. Procesos de transferencia de calor. México: CESCA, 1999. p. 818-820

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Propiedades del agua, flujo y velocidades

Tabla 3.25. Propiedades de agua, flujo y velocidades

Cálculos Ecuaciones Valores Unidades

Densidad del agua p 998.3590 Viscosidad del agua µ 3.8386 Conductividad térmica del agua K 0.5102 Calor específico fluido trio e 1, 1000 Flujo másico M 45.1332 Velocidad en tubos V=M/(p*Af)' 2397.3600 Velocidad de masa G=M/Af 2.3934E6

Cálculo número de Reynolds, número de Prant y número de Nussel

Tabla 3.26. Cálculo No. Reynolds, Prant, Nussel

kg/mA3

Kg/m*h

Kcal/h*m*ºC

Kcal/kg*ºC

kg/h

m/h ' ,;· ,,. ~ ·/! '

Kg/h *m2 .t.'

.. ;"''

Cálculos Ecuaciones Valores

Número de Reynolds

Factor UD Nre = G*Di/µ

UD

Npr = C*µ/K

3.055, 197

375,5600

Número de Prant

Número de Nussel Nnu = 1,86*(Nre*Npr*D/L)A(1/3)*<I>

8,2736

393.8380 "Fuente autores

Cálculo de coeficientes de película y transferencia de calor

Para sistemas de enfriamiento de serpentín McAdams sugiere que por presentase un aumento en la turbulencia

en el equipo, el coeficiente de pel ícula para los tubos debe ser mayor que en tubos rectos, por lo tanto, es necesario multiplicar los valores de h obtenidos por 1 + 3.5 (D/Dh), donde Des e l diámetro interno del tubo (ft) y Oh es el diámetro del espiral (ft)2.

Tabla 3.27 Cálculo de Coeficientes de película y transferencia de calor

Cálculos Ecuaciones Valores Unidades

Coeficiente de Transferencia de calor hi=Nnu*K/Di 41016 Kcal./h*m2*ºC. Factor de corrección por serpentín Fes = 1 +3,5*(di/Dh) 1,6017 Coeficiente de transferencia corregido hi = hi*Fcs 65695.3200 Kcal/h* m2*ºC. Coeficiente de película para fluidos en ánulo hoi = hi*(De/Di) 85810.2400 Kcal/h* m2*ºC.

Coeficiente total limpio Uc = hi*hoi/(hi+hoi) 37208.7400 Kcal/h* m2*2C.

Factor de obstrucción Rd 0,0002 h* m2*ºC/ Kcal. Coeficiente de transferencia de calor hd = 1/Rd 4882.4600 Kcal/h* m2*ºC

Coeficiente total de diseño Ud = Uc*hd/Uc+Hd 4316.1100 Kcal/h* m2*ºC

"Fuente autores

Cálculo de flujo de calor en el espiral

Tabla 3.28 Cálculo de flujo de calor en el espiral

Temperatura de entrada agua t1 17 ºC

Temperatura de salida agua t2 20 ºC

Diferencial de temperatura ~T 3 ºC

Flujo de calor 0= A*Ud*~T 489.4470 Kcal/h

"Fuente autores 2 McAdams. W. H., "Heat Transmission" 2d ed. P. 177-184, McGraw-Hill Book CO. lnc. New York, 1942. citado por KERN Donal. Procesos de transferencia de calor. México: CESCA, 1999. 819 p.

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Calor específico de la mezcla gaseosa

Para el cálculo del calor específico de los gases de salida se asumen los datos de las sustancias puras

que teóricamente componen la mezcla a la temperatura promedio y se multiplican por las correspondientes fracciones molares tomadas por datos de estudios anteriores.

Tabla 3.29 Calor específico de una mezcla gaseosa

Componente Cp (kcal/kgºc) a 750 ºc Fracción molar 3 l:x*cp

co 0,28 0,4250 O, 11 90

C02 0,29 0,4000 O, 1160

CH4 1, 15 0,0960 o, 1104

H2 3,7 0,0391 0,1447

C2H4 0,83 0,0360 0,0299

C2H6 0,98 0,0010 0,0010

TotalCp 0,5209 *Fuente autores

Cálculo temperatura de salida de gases

Tabla 3.30 Cálculo temperatura de salida de gases

Flujo de salida de gases

Calor específico

Mg

Cgas

T1

Kg/h

Kcal/Kg2C 2c Temperatura de entrada gases

Temperatura de salida gases T2 = T1 -(Q/Mg*Cgas)

1.4513

0,5209

1000

352 . ºC

*Fuente autores

Sistema de recolección de gas

El sistema de recolección de gases, tiene como objetivo permitir la toma de muestras del producto gaseoso obtenido mediante el proceso de gasificación de biomasa.

Una vez producida la reacción en el reactor, estos productos deben ser rápidamente removidos para evitar la generación de reacciones secundarias que pueden oca~ionar un cambio en la calidad del gas obtenido. Para ello, se conectaron de forma secuencial diferentes elem~htos, que permiten no sólo la separación de los p'rodu.ctos sino que también proporcionan un sistema

f

de limp1eza de gases que retiene las posibles partículas sólig¡as arrastradas por la corriente gaseosa (Figura 5).

Los componentes de este sistema son :

Balones con desprendimiento. • Adaptadores. • Embudos de separación. • Condensadores. • Filtro. • Recipiente para toma de muestra. • Viales de vidrio al vacío . • Jeringa cromatográfica. • Cromatógrafo.

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BIBLIOGRAFÍA

Figura 5

Gases de síntesis

~ C2 ,Ó tfc1

82 81

GÓMEZ MEDIA, Ariana. Investigación del proceso de gasificación de biomasa en un gasificador en paralelo. Bogotá D.C. 2002. 47 p. Trabajo de grado, Universidad Nacional de Colombia, Facultad de Ingeniería, Departamento de Ingeniería Química.

SMITH J.M Ingeniería de la Cinética Química: México 6 ed. McGraw Hi ll 1991 454 p. reverte, 455P.