Repositorio Institucional de Documentos

Proyecto Fin de Carrera Diseño de un biodigestor de dos etapas a escala laboratorio Autor Javier González Catalán Director y ponente Boris Rebolledo Gajardo Antonia Gil Martínez Escuela de Ingeniería y Arquitectura (EINA) 2013 ´ Indice ´ Indice 1 1 Introducci´on 5 2 Justificaci´on 7 3 Objetivos 7 4 Fundamento te´orico 8 4.1 Caracter´ısticas del biog´as . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 8 4.2 Digesti´on anaerobia. Etapas del proceso anaerobio . . . . . . . . . . . . . . . . 9 4.2.1 Etapahidrol´ıtica............................... 9 4.2.2 Etapa fermentativa o acidog´enica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 10 4.2.3 Etapaacetog´enica .............................. 10 4.2.4 Etapa metanog´enica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 10 4.3 Par´ametros de operaci´on y control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 12 4.3.1 In´oculo inicial. Fase de arranque . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 12 4.3.2 Temperatura ................................. 12 4.3.3 pHyalcalinidad ............................... 13 4.3.4 Nutrientes................................... 13 4.3.5 Tiempo de retenci´on hidr´aulico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 14 4.3.6 Presencia de t´oxicos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 15 4.4 Co-digesti´on...................................... 15 4.4.1 Co-digesti´on de residuos ganaderos y residuos de la fabricaci´on de biodi´esel 16 5 Tipos de digestores 17 5.1 Digestoresdedosfases................................ 18 6 Par´ametros de un digestor anaerobio 20 6.1 Cin´eticadelproceso ................................. 20 6.1.1 Tiempo de retenci´on celular . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 21 6.1.2 Concentraci´on de microorganismos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 21 6.1.3 Concentraci´on de materia org´anica en el efluente . . . . . . . . . . . . . 21 6.2 Volumendelreactor ................................. 21 6.3 Estimaci´on del biog´as generado en funci´on de la DBOL.............. 21 6.4 Energ´ıanecesaria................................... 22 6.4.1 Calor requerido para la alimentaci´on . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 22 6.4.2 Calor requerido para suplir las p´erdidas en el digestor . . . . . . . . . . 22 6.5 Mezclado ....................................... 23 7 Revisi´on bibliogr´afica de plantas de laboratorio 24 7.1 Codigesti´on anaerobia de subproductos de la industria c´arnica con purines de cerdoyglicerina ................................... 24 7.2 Ensayos en discontinuo de codigesti´on anaerobia termof´ılica de purines de cerdo y lodos residuales de depuradora. Efecto del amonio . . . . . . . . . . . . . . . 24 7.3 Digesti´on anaerobia en dos fases. Solubilizaci´on de las part´ıculas mediante recirculaci´ondeldigerido................................ 25 1 8 Dise˜no del biodigestor 27 8.1 Descripci´on de la planta. Diagrama de flujo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 27 8.2 Configuraciones de la recirculaci´on . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 29 8.3 Equiposyaccesorios ................................. 29 8.3.1 Tanque de almacenamiento . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 29 8.3.2 Tanquedemezcla .............................. 29 8.3.3 Trituradora.................................. 29 8.3.4 Bombas .................................... 30 8.3.5 Contadordegas ............................... 30 8.3.6 Quemador................................... 31 8.3.7 Biodigestor .................................. 31 8.3.8 Tuber´ıas, v´alvulas y reductores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 33 8.3.9 Tamiz ..................................... 34 8.3.10 Sistema de respaldo el´ectrico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 34 9 Metodolog´ıa. Ejemplo de operaci´on 35 9.1 Fasedepuestaenmarcha .............................. 35 9.1.1 In´oculo .................................... 35 9.1.2 Alimentaci´on ................................. 35 9.1.3 Evoluci´on de la alimentaci´on . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 35 9.1.4 An´alisis .................................... 36 9.2 Faseexperimental .................................. 37 9.2.1 C´alculo de las cantidades a introducir de cada sustrato . . . . . . . . . . 37 9.2.2 C´alculodelaVCO.............................. 37 9.2.3 Estimaci´on del biog´as generado . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 37 9.3 Ejemplodeoperaci´on ................................ 38 9.3.1 Caudal de alimentaci´on . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 38 9.3.2 Recirculaci´on................................. 38 9.3.3 Cantidades a suministrar de cada sustrato en la alimentaci´on . . . . . . 39 9.3.4 Velocidad de carga org´anica . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 40 9.3.5 Biog´asgenerado ............................... 40 9.3.6 Energ´ıarequerida............................... 43 10 Operaci´on y control de los procesos anaerobios 45 11 Presupuesto 47 11.1Inversi´on........................................ 47 11.1.1 Opci´on A: Reactores comerciales . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 47 11.1.2 Opci´on B: Reactores artesanales . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 47 11.2 Estimaci´on del coste energ´etico anual . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 48 12 Conclusiones 49 Bibliograf´ıa 50 ´ Indice de Tablas 53 ´ Indice de Figuras 53 Glosario de t´erminos 54 Anexos 55 2 A An´alisis a realizar 55 A.1 Demanda qu´ımica de ox´ıgeno . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 55 A.2 Determinaci´ondeC ................................. 55 A.3 Determinaci´ondeN ................................. 55 A.4 Determinaci´ondeP ................................. 56 A.5 Cationes........................................ 56 A.6 Alcalinidad ...................................... 56 A.7 ´ Acidosgrasosvol´atiles................................ 57 A.8 Nitr´ogenoamoniacal................................. 57 A.9 S´olidos totales, s´olidos vol´atiles y s´olidos en suspensi´on vol´atiles . . . . . . . . . 57 A.10 Composici´on del biog´as . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 57 3 Dise˜no de un biodigestor de dos etapas a escala de laboratorio RESUMEN La digesti´on anaerobia de purines de cerdo puede ser una buena opci´on para la valorizaci´on econ´omica de estos residuos. Si adem´as son mezclados con otros residuos org´anicos pueden conseguirse altas producciones de metano. El proceso digestivo consta de cuatro etapas fermentativas, diferenciadas por las bacterias que participan en ellas. Cada tipo de bacteria tiene unas condiciones ´optimas de desarrollo. Para conseguir esas condiciones se divide el proceso en dos etapas, una fase ´acidog´enica y otra fase metanog´enica. Se dise˜na un biodigestor con dos reactores en serie, donde en cada uno de ellos tendr´a lugar una fase. Se ofrecen dos opciones de dise˜no, una con reactores comerciales y otra con reactores constituidos con material de laboratorio. Las dos opciones van equipadas con calentadores para conseguir la temperatura deseada de funcionamiento, un par´ametro clave del proceso anaerobio. La alimentaci´on y la salida de los reactores se realizan por medio de bombas perist´alticas para controlar los caudales que atraviesan el reactor, y por tanto el tiempo de retenci´on hidr´aulico, TRH, otro par´ametro importante. Para poder obtener diferentes TRH en los reactores es necesario purgar y/o recircular parte del caudal de salida. Por ello el sistema se ha dise˜nado para poder realizar diferentes configuraciones de recirculaci´on, en funci´on de la posici´on de las v´alvulas que se encuentran en el proceso. As´ı se podr´a recircular la salida del primer reactor, la salida del segundo a s´ı mismo o la salida de ´este al primero. Adem´as de la temperatura y el TRH, existen otros par´ametros operacionales importantes. Por ello se recogen los an´alisis a realizar, sus frecuencias de medida y los valores m´as adecuados de operaci´on. Adem´as se ofrecen soluciones a posibles desviaciones de los valores esperados. Una vez realizado el dise˜no del sistema he realizado un plan de operaci´on desde la puesta en marcha hasta la fase experimental, indicando los pasos a seguir. Acto seguido he simulado un proceso de operaci´on, bajo unas determinadas condiciones de partida. Estas condiciones se han tomado de otros trabajos previos en plantas a escala de laboratorio. De esta forma se han calculado las cantidades de los sustratos a introducir en la alimentaci´on, la velocidad de carga org´anica y el biog´as que puede ser generado. Por ´ultimo, se ha calculado la energ´ıa requerida para mantener en funcionamiento el sistema. 4 1 Introducci´on A d´ıa de hoy, la mayor parte de nuestras necesidades energ´eticas son satisfechas con la utilizaci´on de combustibles f´osiles. Estos recursos son limitados, y adem´as su utilizaci´on provoca graves problemas ambientales. Para la Uni´on Europea, que tiene una fuerte dependencia energ´etica, es sumamente importante aumentar progresivamente el grado de autoabastecimiento energ´etico, lo que ´unicamente ser´a posible con la implantaci´on progresiva de energ´ıas renovables. La Directiva 2009/28/CE es parte del denominado Paquete Europeo de Energ´ıa y Cambio Clim´atico, que establece las bases para que la UE logre sus objetivos para 2020: un 20% de mejora de la eficiencia energ´etica, una contribuci´on de las energ´ıas renovables del 20% y una reducci´on de las emisiones de gases de efecto invernadero del 20%. En Espa˜na, con una dependencia energ´etica exterior a´un mayor, actualmente m´as del 80% del abastecimiento energ´etico proviene de energ´ıas f´osiles [1], por lo que resulta todav´ıa m´as apremiante avanzar hacia un mayor grado de independencia energ´etica mediante la apuesta por las nuevas fuentes de energ´ıa alternativas, como son la e´olica, la solar, la hidr´aulica o la biomasa. ´ Esta ´ultima se define, seg´un el Diccionario de la Real Academia Espa˜nola, como la materia org´anica originada en un proceso biol´ogico, espont´aneo o provocado, utilizable como fuente de energ´ıa. Tiene car´acter de energ´ıa renovable ya que su contenido energ´etico procede en ´ultima instancia de la energ´ıa solar fijada por los vegetales en el proceso fotosint´etico. Esta energ´ıa se libera al romper los enlaces de los compuestos org´anicos en el proceso de combusti´on [2]. El gran desarrollo de la industria agroalimentaria y la intensificaci´on de las explotaciones ganaderas en los ´ultimos a˜nos, han propiciado la producci´on de grandes cantidades de residuos org´anicos. Esto resulta un problema cuando se produce una excesiva concentraci´on en determinadas ´areas, superando la capacidad de asimilaci´on de nutrientes del suelo o sobrepasando los l´ımites establecidos por la Directiva 91/676/CEE relativa a la protecci´on de las aguas contra la contaminaci´on producida por nitratos. Una forma de resolver este problema y a la vez aprovechar estos residuos consiste en descomponerlos en productos gaseosos o biog´as (CH4y CO2principalmente, y peque˜nas proporciones de otros gases, como H2, H2S, NH3, etc), y en digestato, que es una mezcla de productos minerales (N, P, K, Ca, etc.) y compuestos de dif´ıcil degradaci´on. Al proceso de obtenci´on de biog´as se le denomina digesti´on anaerobia, ya que las bacterias encargadas de la descomposici´on de la materia org´anica se encuentran en el biodigestor en ausencia de ox´ıgeno. Dicho proceso tiene lugar en varias fases, donde en cada una de ellas intervienen distintos tipos de microorganismos con caracter´ısticas diferentes. Este proceso se puede realizar en una o varias etapas, cada una de ellas en un reactor diferente, siendo la m´as com´un por cuestiones econ´omicas la primera opci´on. No obstante, el proceso de digesti´on anaerobio en dos etapas es m´as ventajoso que el sistema convencional ya que permite la selecci´on y enriquecimiento de diferentes tipos de bacterias en cada reactor, y la bioconversi´on a biog´as es mucho m´as eficiente, obteni´endose mayores cantidaes de metano [3]. Entre los diferentes tipos de digestores, los m´as sencillos y ampliamente utilizados son los de biomasa suspendida, donde los microorganismos se encuentran flotando ya que no est´an fijos a ninguna superficie. Para su dise˜no deber´a conocerse principalmente la concentraci´on de materia org´anica que alimenta el digestor, empleando dos ecuaciones fundamentales: la ecuaci´on de Heukelekian y la ecuaci´on de Michaelis-Menten. En la digesti´on anaerobia existen diversos factores que influyen decididamente en el proceso degradativo. Adem´as existen diferencias entre las condiciones ambientales ´optimas de las bacterias encargadas de la bioconversi´on. Estos par´ametros de funcionamiento deben ser considerados para el correcto funcionamiento del tratamiento anaerobio, por lo que se deber´an realizar controles y an´alisis de estos factores una vez puestos en marcha los digestores. 5 El biog´as contiene un alto porcentaje en CH4, entre 50 - 70%, por lo que es susceptible de un aprovechamiento energ´etico, de forma mayoritaria a trav´es de motores de combusti´on interna, gener´andose electricidad y calor. La potencia el´ectrica instalada con biog´as en Europa en el a˜no 2007 era de 3.700 MW, donde las plantas que tratan deyecciones ganaderas y residuos agroindustriales contribu´ıan con el 52% del total. La potencia el´ectrica instalada con biog´as en Espa˜na a finales de 2010 era de 177MW, correspondiendo alrededor del 30% a instalaciones de cogeneraci´on, ya que su desarrollo se encuentra en una fase inicial, con 15 instalaciones implantadas con un tama˜no medio igual o inferior a 500 kW [4]. En el nuevo Plan de Energ´ıas Renovables (PER) 2011-2020 se espera alcanzar para 2020 una potencia instalada de 400MW, con una participaci´on del biog´as procedente de residuos agroindustriales superior al 60%. El gran crecimiento del sector que se espera durante estos a˜nos hace interesante el estudio de nuevas tecnolog´ıas y m´etodos de obtenci´on de biog´as. Este proyecto se basa en el dise˜no y la puesta en marcha de un biodigestor de dos etapas, con el objetivo de servir como base para futuras investigaciones sobre este proceso. 6 2 Justificaci´on Los residuos ganaderos son, en la mayor´ıa de pa´ıses, los residuos org´anicos que se producen en mayor cantidad, y la digesti´on anaerobia es un proceso id´oneo para llevar a cabo el tratamiento de estos residuos, presentando los siguientes beneficios: •Debido al alto contenido en metano del gas generado, puede aprovecharse dicho gas para la generaci´on de energ´ıa. •Reduce las emisiones de efecto invernadero al evitar emisiones incontroladas de CH4, (que produce un efecto invernadero 25 veces superior al CO2)[5]. •Reduce los malos olores emitidos por los residuos en su tratamiento y en su posterior uso como fertilizante[4]. •Se elimina pr´acticamente la totalidad de los agentes pat´ogenos presentes en los residuos[6]. Las deyecciones ganaderas presentan producciones bajas de metano por su elevado contenido en agua, del orden de 12,6lCH4/kg con pur´ın de cerdo [5]. Para aumentar la producci´on de biog´as es factible a˜nadir otros residuos de diferente origen, lo que se denomina co-digesti´on, para aprovechar la sinergia de las mezclas, compensando las carencias de cada uno de los sustratos por separado [7]. Actualmente existen en Espa˜na incentivos econ´omicos a la producci´on de energ´ıa el´ectrica en plantas de biodigesti´on (RD 661/2007) y pol´ıticas de facilitaci´on de subsidios para dichas instalaciones (RD 949/2009). Gracias a las ventas de electricidad y el apoyo en la inversi´on de estas instalaciones se puede lograr que tratar un residuo sea rentable. Por las razones y argumentos expuestos, se considera relevante el estudio y dise˜no de un biodigestor anaerobio a escala de laboratorio en el cual se podr´an realizar futuras pruebas con distintos co-sustratos. 3 Objetivos Dise˜nar un biodigestor de dos etapas a escala de laboratorio para la obtenci´on de biog´as, mediante la codigesti´on anaerobia de purines de cerdo con otros residuos agr´ıcolas o industriales. Para la consecuci´on de este objetivo general se plantearon los siguientes objetivos espec´ıficos: •Determinar las variables de operaci´on involucradas en el sistema anaerobio de dos etapas para la producci´on de biog´as y selecci´on de las variables de control. •Realizar una pauta de an´alisis instrumental de las variables de operaci´on, una vez seleccionadas las variables de control, se determinar´an las mediciones a efectuar para asegurar el correcto funcionamiento y monitorizaci´on de la instalaci´on experimental. •Realizar un plan de pruebas, lo cual se efectuar´a mediante una secuencia de funcionamiento que permita establecer patrones de comportamiento del sistema de bioconversi´on. 7 4 Fundamento te´orico 4.1 Caracter´ısticas del biog´as El biog´as es un gas que se obtiene por descomposici´on microbiol´ogica de la materia org´anica en ausencia de ox´ıgeno. Est´a compuesto principalmente por metano y di´oxido de carbono, y trazas de otros gases como N2, H2S, CO y H2. Al estar en contacto con masas h´umedas, el gas se encuentra saturado de humedad. La siguiente Tabla 4.1 muestra su composici´on y caracter´ısticas. Componente Porcentaje Metano 60 - 80 Di´oxido de carbono 30 - 40 Hidr´ogeno 5 - 10 Nitr´ogeno 1 - 2 Mon´oxido de carbono 0 - 1,5 Ox´ıgeno 0,1 ´ Acido sulfh´ıdrico 0 - 1 Vapor de agua 0,3 Propiedades Densidad kg/m31,09 Solubilidad en agua Baja Presi´on cr´ıtica (Psia) 673,1 Temperatura cr´ıtica (oC) 82,5 Poder calor´ıfico kcal/m34500 - 6500 Tabla 4.1: Composici´on y propiedades del biog´as. La producci´on de metano o biog´as que se obtendr´a de un residuo determinado depende de su potencial (producci´on m´axima), del tiempo de retenci´on (TRH), de la velocidad de carga org´anica (VCO), de la temperatura de operaci´on y de la presencia de inhibidores. En general, las deyecciones ganaderas presentan producciones bajas de biog´as por su elevado contenido en agua. Los residuos org´anicos de la industria alimentaria presentan potenciales de producci´on variables, pero usualmente elevados cuando contienen un elevado contenido en l´ıpidos. La Tabla 4.2 muestra valores de producci´on de biog´as para diferentes tipos de sustratos [9]. En ella, ST indica el porcentaje de s´olidos totales, SV, el de s´olidos vol´atiles sobre el total de ST, C:N indica la proporci´on carbono - nitr´ogeno, y CH4el porcentaje de metano producido. 8 4.3.6 Presencia de t´oxicos Existen alguna sustancias capaces de actuar como t´oxicas o inhibidoras del proceso anaerobio. Las m´as importantes son: •´ Acidos grasos vol´atiles (AGV) La acumulaci´on de AGV en el digestor est´a relacionada con la disminuci´on en la producci´on de biog´as. Los AGV son los m´as importantes intermediarios del proceso anaerobio. Los ´acidos a considerar son: f´ormico, ac´etico, propi´onico, but´ırico y val´erico, aunque los m´as abundantes son el ´acido ac´etico y el propi´onico. No es ´util hacer una determinaci´on total de ´acidos mediante valoraci´on, por lo que se deben cuantificar de manera individual mediante cromatograf´ıa de gases. Ahring et al. concluyeron que concentraciones de ´acidos grasos vol´atiles por debajo de 3000 mg ac´etico/l, no producen ninguna disminuci´on de la producci´on de metano [14]. •Nitr´ogeno amoniacal Los residuos ganaderos contienen altas concentraciones de compuestos nitrogenados. Aunque el nitr´ogeno amoniacal es un importante nutriente para el crecimiento de los microorganismos, cuya carencia puede provocar el fracaso en la producci´on de gas, una concentraci´on excesivamente alta del mismo puede limitar su crecimiento. Para concentraciones de amon´ıaco mayores de 1500 mg/l puede llegar a inhibir el proceso a pH mayores de 7, y a concentraciones mayores de 3000 mg/l se vuelve t´oxico [15]. •Cationes y metales pesados Diferentes metales llegan a ser t´oxicos cuando alcanzan una cierta concentraci´on en el sustrato. Hay que destacar que la presencia continuada de estas sustancias puede hacer que las bacterias se aclimaten y admitan niveles de tolerancia mayores. En la Tabla 4.4 se muestran las concentraciones de diversos cationes a partir de las cuales pueden inhibir el sistema [7]. Cati´on Concentraci´on inhibidora (mg/l) Na 3500-5500 K 2500-4500 Ca 2500-4500 Mg 1000-1500 Tabla 4.4: Concentraciones inhibidoras de cationes. 4.4 Co-digesti´on Los residuos urbanos e industriales suelen contener altas concentraciones de materia org´anica f´acilmente degradable, por lo cual presentan un mayor potencial de producci´on de biog´as que los residuos ganaderos, pudiendo llegar a 1000 m3de biog´as por tonelada de residuo. Sin embargo, estos residuos pueden presentar problemas en su digesti´on, como deficiencia en nutrientes necesarios para el desarrollo de los microorganismos, baja alcalinidad o excesivo contenido en s´olidos [16]. Los residuos ganaderos, y en concreto los purines de cerdo, pueden ser una buena base para la co-digesti´on ya que generalmente presentan un contenido en agua m´as elevado que la mayor´ıa de residuos industriales, una mayor capacidad tamp´on y aportan todos los nutrientes necesarios para el crecimiento de microorganismos anaerobios [17]. En la Tabla 4.5 se recogen 15 las principales caracter´ısticas de mezclas entre residuos ganaderos, principalmente pur´ın de cerdo y de vacuno, y diferentes tipos de residuos agroindustriales. Cosustrato Ventajas Inconvenientes Incremento de biog´as1(%) Referencias Pur´ın de cerdo y/o vacuno Elevado contenido en agua, variedad de nutrientes Espumas, sedimentos - [19] Residuos de frutas Disponibilidad de grandes cantidades Acidificaci´on 50-100 20-30% residuo [11, 19] Cultivos energ´eticos Alto potencial de producci´on Espumas poco biodegradables 300-400 60-85% cultivo [19] Residuos de matadero Esterilizaci´on de los residuos en el proceso En mesof´ılico, higienizaci´on previa 0-50 20-40% residuo [19, 20] Glicerina Muy biodegradable, elevado contenido en carbono Inhibici´on para concentraciones mayores del 100% Hasta un 300% 10% glicerina [19] Tabla 4.5: Caracter´ısticas de mezclas entre purines de cerdo y vacuno con diferentes cosustratos. 1Con respecto a una digesti´on ´unicamente a base de purines. 4.4.1 Co-digesti´on de residuos ganaderos y residuos de la fabricaci´on de biodi´esel La glicerina es un subproducto del proceso de fabricaci´on del biodi´esel cuya producci´on supera a la demanda para purificarla. Actualmente, una de las preocupaciones m´as importantes es como dar salida a este subproducto que est´a causando un gran impacto a nivel econ´omico y medioambiental en la biorefiner´ıa industrial. Una de las posibles aplicaciones para este residuo es la co-digesti´on anaer´obica con otros residuos org´anicos, con el objetivo de aumentar el potencial de biog´as. La glicerina presenta un pH adecuado para la digesti´on anaerobia y adem´as es muy biodegradable. Su elevado contenido en carbono permite aumentar la relaci´on C:N en la mezcla, evitando fen´omenos de inhibici´on debidos al nitr´ogeno. La producci´on de biodi´esel en la Uni´on Europea en el a˜no 2010 fue de 9 millones de toneladas, de las cuales 1 mill´on correspondieron a Espa˜na, siendo la capacidad de producci´on instalada a finales de 2010, de acuerdo con los datos del IDAE, de 4.318.400 toneladas (47 plantas) [1]. Por cada tonelada de biodi´esel producido se generan 100 kg de glicerina, por lo que s´olo en la Uni´on Europea se generaron 800.000 toneladas de glicerina en el a˜no 2010, m´as que el total del consumo mundial, estimado en 500.000 tn [4]. Aunque existen algunas plantas a escala industrial que emplean este tipo de residuo como cosustrato, los estudios son muy escasos. Ser´ıa necesario un estudio en profundidad del proceso, tanto en rango mesof´ılico como termof´ılico y empleando tanto pur´ın de cerdo como de vacuno, para determinar las proporciones de glicerina que producen inhibici´on en cada caso. 16 5 Tipos de digestores Existe en la actualidad un gran n´umero de tecnolog´ıas adaptadas al tratamiento de residuos por digesti´on anaerobia. Se dividen principalmente en dos: digestores de biomasa adherida y digestores de biomasa suspendida. Los primeros se caracterizan porque tienen en su interior un manto de material inerte que sirve de soporte a los microorganismos que van formando una capa de biomasa adherida, donde parte de los microorganismos quedan retenidos en los intersticios del manto. El flujo del influente a trav´es estos intersticios genera la mezcla y el contacto entre el influente y los microorganismos produciendo la depuraci´on. En los digestores de biomasa suspendida los microorganismos se encuentran flotando, no est´an fijos a ninguna superficie. Este tipo de digestores son los m´as utilizados, por lo tanto nos centraremos en ellos. En la Tabla 5.1 se muestran las caracter´ısticas m´as importantes de cada uno de ellos [11]. ´ Estos se representan adem´as de forma esquem´atica en las Figuras 5.1, 5.2 y 5.3. Tipo Residuos Alimentaci´on Agitaci´on Recirculaci´on TRH (d´ıas) Eficiencia1 Tanque S´olidos Discontinua No No >50 Baja Mezcla completa Ganaderos lodos de depuradora Continua Mec´anica No 15-30 Media Contacto Aguas residuales agr´ıcolas Continua Mec´anica S´ı 2-6 Media Lecho expandido Aguas residuales industriales Continua Automezclado No <2 Alta Dos fases Alta concentraci´on az´ucares Continua Mec´anica S´ı <15 Alta Tabla 5.1: Caracter´ısticas de los digestores de biomasa suspendida. 1En la producci´on de biog´as. Alimentaci´on Biog´as Descarga (a) Alimentaci´on Biog´as Efluente Lodo digerido (b) Figura 5.1: Tanque de almacenamiento (a) y reactor de mezcla completa (b). 17 Alimentaci´on Biog´as Purga Efluente (a) Alimentaci´on Purga Lodo digerido Efluente Biog´as (b) Figura 5.2: Reactor de contacto (a) y reactor de dos fases (b). Biog´as Alimentaci´on Efluente Figura 5.3: Reactor de lecho expandido 5.1 Digestores de dos fases El digestor en dos fases est´a constituido por dos reactores en cada uno de los cuales se realiza una parte del proceso fermentativo (Figura 5.2(b)), y su objetivo es conseguir un tiempo de retenci´on global inferior al correspondiente a un ´unico reactor de mezcla completa. Esta separaci´on de fases es muy interesante cuando las condiciones ambientales ´optimas de las diferentes poblaciones bacterianas que intervienen en el proceso no son las mismas, de forma que se pueden favorecer ambas por separado. En estos sistemas, en el primer reactor ocurre la hidr´olisis y acidog´enesis de la materia org´anica compleja, mientras que en el segundo se lleva a cabo la acetog´enesis y metanog´enesis del material acidificado. La separaci´on es de tipo cin´etico, controlando el tiempo de retenci´on de cada reactor [3]. Se dise˜nan dos digestores separados para la acidog´enesis y otro para la metanog´enesis. Para el caso de la primera etapa, en la formaci´on de ´acido se tienen condiciones de pH bajo de 6 a 6,5 y tiempos de retenci´on de s´olidos bajos, para favorecer el crecimiento de bacterias acidog´enicas 18 y a la vez la producci´on de ´acido en el interior del digestor. Para la segunda etapa, la formaci´on de metano, se tienen condiciones de pH de 6,5 a 7,5 con el fin de favorecer el crecimiento de bacterias metanog´enicas las cuales convierten los ´acidos a metano mejorando con una eficiencia alta la producci´on de biog´as. Se han desarrollado dos tipos de tecnolog´ıas, los sistemas en dos fases (two phase anaerobic digesti´on–2PAD) y en dos fases de temperatura (temperature-phased anaerobic digestion - TPAD). El proceso de digesti´on anaerobia en dos fases de temperatura (TPAD) comprende una etapa inicial termof´ılica, seguida por una etapa mesof´ılica. En el sistema de digesti´on en dos fases (2PAD) cualquiera de estas fases (ya sea la hidr´olisis o la metanog´enesis) puede ser llevada a cabo bajo temperatura mesof´ılica o termof´ılica. La ventaja de este sistema es que las condiciones de cada reactor pueden ser las ´optimas para cada grupo de bacterias. La desventaja de este sistema es que la velocidad de conversi´on total y la eficiencia global es determinada por la etapa de la hidr´olisis y acidificaci´on cuando el sustrato se halla en forma s´olida o como material particulado. 19 6 Par´ametros de un digestor anaerobio 6.1 Cin´etica del proceso El principal proceso de tratamiento en continuo es el llamado digestor monoetapa, representado en la Figura 6.1. En la nomenclatura utilizada, Q0corresponde al caudal de entrada, medido generalmente en m3/d´ıa, S0es la concentraci´on de materia org´anica a la entrada, que por lo general se asimila a la demanda biol´ogica de ox´ıgeno, DBO5, soluble (mg O2/l), S, corresponde a la concentraci´on de materia org´anica a la salida del digestor (mg O2/l), y X a la concentraci´on de microorganismos en el digestor, que se asimila al valor de los s´olidos suspendidos vol´atiles, SSV (mg/l). Q0 S0 X0∼0 Biog´as Q0 S X X Lodo digerido Figura 6.1: Esquema de un proceso anaerobio. En condiciones ideales, el crecimiento de las poblaciones bacterianas sigue un crecimiento exponencial en el tiempo. En la pr´actica existen limitaciones al crecimiento, dadas por ejemplo, por la limitaci´on del substrato disponible o por la presencia de t´oxicos. La ecuaci´on de Monod describe la cin´etica del crecimiento microbiano, relacionando la velocidad espec´ıfica de crecimiento microbiano con la concentraci´on del substrato: 1 X dX dt =µ=µmax S ks+S(6.1) donde µcorresponde a la tasa de crecimiento espec´ıfico, µmax a la tasa m´axima de crecimiento espec´ıfico, y ksa la constante de saturaci´on media (en mg DQO/l). En esta ecuaci´on se asume que s´olo hay crecimiento bacteriano, sin embargo, los microorganismos tienen una demanda energ´etica conocida como descomposici´on end´ogena. De esta manera, la velocidad de crecimiento neto de la biomasa activa es la suma del crecimiento y la descomposici´on, seg´un la ecuaci´on de Heukelekian: dX dt =YdS dt −kdX(6.2) donde Yes la fracci´on del sustrato destinada al crecimiento celular y kdla constante de velocidad de desaparici´on de microorganismos. Como la eliminaci´on de sustrato es lo que se busca en cualquier proceso de tratamiento biol´ogico, la ecuaci´on de Michaelis-Menten expresa la velocidad de utilizaci´on de sustrato: dS dt =kmXS ks+S(6.3) siendo kmla velocidad m´axima de eliminaci´on del sustrato. Combinando las ecuaciones de Heukelekian y Michaelis-Menten y considerando tiempos finitos, se pueden obtener diferentes expresiones para calcular los par´ametros de dise˜no. 20 Los coeficientes necesarios para el dimensionado de instalaciones se calculan por m´etodos experimentales, o bien se pueden utilizar datos bibliogr´aficos. El valor de los coeficientes var´ıa con la temperatura mediante la siguiente expresi´on [20]: kT=k20 (1,07)(T−20) (6.4) donde Test´a en oCyK20 es el valor de KT para 20oC. Si este valor no es conocido, la relaci´on puede ser generalizada: kT=kT0(1,07)(T−T0)(6.5) 6.1.1 Tiempo de retenci´on celular El tiempo de retenci´on celular, TRC o θcrepresenta la relaci´on entre la concentraci´on de microorganismos y la variaci´on de su concentraci´on en funci´on del tiempo. Se considera el tiempo que realmente permanecen en contacto los microorganismos con el residuo a tratar. Si no existe recirculaci´on, coincide con el tiempo de retenci´on hidr´aulico (TRH o θh) del digestor. 1 θc =1 X dX dt =YkmS ks+S−kd(6.6) donde Y km=µmax. 6.1.2 Concentraci´on de microorganismos La concentraci´on de microorganismos a la salida del reactor, X, toma la forma: X=θc θh Y(S0−S) 1 + kdθc (6.7) 6.1.3 Concentraci´on de materia org´anica en el efluente La concentraci´on de materia org´anica que saldr´a por el efluente, S, viene dada por la siguiente ecuaci´on: S=ks(1 + kdθc) θc(Y km−kd)−1(6.8) 6.2 Volumen del reactor El volumen del biodigestor, Vdig, se determina a partir del tiempo de retenci´on hidr´aulico, θh, y del caudal de la alimentaci´on, Q, por medio de la siguiente relaci´on: Vdig =θhQ(6.9) En el dise˜no de un digestor comercial, el principal par´ametro a resolver es el volumen del reactor, ya que se conoce el caudal a alimentar y el tipo de sustrato que se va a introducir. En el caso de un digestor de laboratorio, el volumen viene fijado por cuestiones de espacio y econ´omicas. De esta manera, conociendo el tipo de alimentaci´on que se introducir´a, la variable a determinar ser´a la velocidad de carga del sistema. 6.3 Estimaci´on del biog´as generado en funci´on de la DBOL La demanda biol´ogica de ox´ıgeno, DBOL, se define como la cantidad de ox´ıgeno disuelto que requieren los microorganismos para la oxidaci´on aerobia de la materia org´anica biodegradable presente en el agua. Por lo tanto, midiendo esta demanda puede calcularse la cantidad de materia biodegradable que contiene un flujo. Se suele expresar en mg O2/l. Para la determinaci´on de la materia org´anica, es m´as frecuente realizar ensayos de la DBO5, que es la 21 demanda biol´ogica de ox´ıgeno hasta el quinto d´ıa, ya que la DBO total puede requerir hasta 20 d´ıas de ensayo. Ambas pueden relacionarse de la siguiente manera: DBOL= DBO5/0,7. Se puede obtener relaci´on entre la DBOLdel substrato org´anico y el potencial de metano generable correlacionando sus ecuaciones de formulaci´on. A partir del c´alculo te´orico, se puede deducir la cantidad de gas real que se genera en el digestor. Hay que tener en cuenta que parte de la materia org´anica se degrada a CO2y CH4, y otra parte se transforma en nuevos microorganismos. El volumen de metano se puede calcular a partir de la siguiente expresi´on [20]: VCH4= 0,35 [(S0−S)Q−1,42Px] (6.10) donde VCH4es el volumen de metano producido en condiciones normales, 0,35m3es el volumen de de CH4producido te´oricamente en la estabilizaci´on de 1 kg de DBOL,S0corresponde al DBOLde la alimentaci´on y Sal del efluente, Qes el caudal, y Pxla masa de microorganismos producida diariamente. El factor 1,42 corresponde al factor de conversi´on de kg de microorganismos a DBOL. La masa de microorganismos diaria que se genera en un digestor, Px, se obtiene de multiplicar el caudal de salida, Q, por la concentraci´on de microorganismos presente en el reactor, X. 6.4 Energ´ıa necesaria El sistema de calentamiento es un aspecto importante de un digestor anaerobio. Mantener la temperatura dentro de un rango de ±0,6oC respecto la temperatura de dise˜no mejora la estabilidad del proceso, evitando choques t´ermicos [21]. Para calcular la energ´ıa necesaria que hay que aportar al sistema para mantener la temperatura deseada en los dos reactores se tiene que conocer el calor requerido para adecuar la temperatura de la alimentaci´on a la del digestor y las p´erdidas de calor que se producir´an en cada reactor. La energ´ıa producida en la formaci´on del metano es muy peque˜na, por lo que se considerar´a nula. 6.4.1 Calor requerido para la alimentaci´on La cantidad de calor necesaria para elevar la temperatura de la alimentaci´on hasta la de proceso se calcula por medio de la siguiente ecuaci´on: Ha=Qρacp(Tdig−Ta) (6.11) donde Hacorresponde al calor requerido para incrementar la temperatura de la alimentaci´on, Qal caudal de alimentaci´on, ρaa la densidad de la alimentaci´on, cpal calor espec´ıfico de la alimentaci´on, Tdig a la temperatura en el digestor y Taa la temperatura de la alimentaci´on. 6.4.2 Calor requerido para suplir las p´erdidas en el digestor La cantidad de calor que es necesario suministrar al digestor para mantenerlo en una temperatura constante es calor cedido del recipiente por convecci´on, Hp=UA (Tdig −Ta) (6.12) donde, UA =∆r kAml +1 hA−1 (6.13) 22 siendo ∆rel espesor de la pared del recipiente, kel coeficiente de conductividad del material, hel coeficiente convectivo aire-material, Ael ´area perpendicular al flujo de calor, y Aml el ´area media logar´ıtmica, que se define como Aml =Aext −Aint ln φext φint (6.14) donde φext yφint son los di´ametros exterior e interior respectivamente. 6.5 Mezclado La agitaci´on de los reactores anaerobios tiene diversos objetivos, que se resumen en: homogeneizar el medio para conseguir valores uniformes de concentraci´on y temperatura; poner en contacto el substrato fresco con la poblaci´on bacteriana; prevenir la formaci´on de espumas, as´ı como la sedimentaci´on en el reactor; prevenir zonas muertas, que reducir´ıan el volumen efectivo del reactor, e impedir que parte del sustrato original abandone el digestor sin entrar en contacto con los microorganismos. La velocidad de agitaci´on es un par´ametro que puede influir en el desarrollo del proceso, siendo necesario un equilibrio entre la buena homogeneizaci´on y la correcta formaci´on de agregados bacterianos. Basu y Leclerc demuestran que al pasar de 60 r.p.m. aumenta la eficiencia, llegando a no existir formaci´on de espumas a 90 r.p.m [22]. 23 7 Revisi´on bibliogr´afica de plantas de laboratorio A continuaci´on se re´une informaci´on sobre algunos experimentos realizados en plantas a escala de laboratorio sobre la digesti´on anaerobia en dos fases, con el objetivo de sacar conclusiones para el futuro dise˜no del biodigestor. 7.1 Codigesti´on anaerobia de subproductos de la industria c´arnica con purines de cerdo y glicerina En este trabajo se estudian los rendimientos de la codigesti´on anaerobia de subproductos de la industria c´arnica (SPA) con purines de cerdo[25]. Los SPA son dif´ıciles de digerir al tener una alta concentraci´on de grasa y prote´ına, por lo que una estrategia de optimizaci´on es la codigesti´on con otros residuos como las deyecciones ganaderas. La digesti´on se desarrolla en dos reactores mes´ofilos con un TRH de 20 d´ıas cada uno y una VCO de 2 a 3 g DQO/l d. Se evaluaron distintas mezclas con pur´ın de cerdo como residuo principal y con glicerina en la etapa final. En la siguiente tabla se resumen las producciones de biog´as obtenidas para las distintas mezclas: Par´ametro Producci´on de gas (l/digestor d´ıa) Pur´ın 0,22 Pur´ın + SPA(2,5%) 0,47 Pur´ın + SPA(2,5%) + Glicerina(5%) 0,64 Tabla 7.1: Producciones de biog´as para diferentes mezclas. De este proyecto se pueden obtener las siguientes conclusiones: •La adici´on de glicerina a la mezcla incrementa notablemente la producci´on de biog´as y ajusta la relaci´on C:N al valor recomendado de 35:1, ya que en el caso de los purines es del orden de 10:1. •Las poblaciones bacterianas necesitan un per´ıodo de adaptaci´on antes de a˜nadir cosustratos que hagan incrementar la concentraci´on de nitr´ogeno amoniacal, por lo que habr´a que dise˜nar una estrategia en la fase de arranque del digestor para la alimentaci´on. •En la fase hidrol´ıtica se produce tambi´en biog´as, por lo que el reactor acidog´enico tendr´a que disponer de salida de gases. •El mezclado se realiza con agitadores de acero inoxidable, con una potencia de 1/8 HP, a una velocidad de 83 r.p.m. 7.2 Ensayos en discontinuo de codigesti´on anaerobia termof´ılica de purines de cerdo y lodos residuales de depuradora. Efecto del amonio El objetivo del trabajo es el estudio de la digesti´on anaerobia termof´ılica de purines de cerdo, mediante una bater´ıa de reactores discontinuos de 250 ml a 49oC y diferentes diluciones, para evaluar el efecto de diferentes concentraciones de nitr´ogeno[26]. Tambi´en se ha estudiado la codigesti´on de los purines con lodos procedentes de una estaci´on depuradora. En la Tabla 8.2 aparecen la concentraci´on de amonio en el reactor y el biog´as acumulado para cada caso: 24 8.3.6 Quemador El quemador se trata de un mechero Bunsen para gas natural, de la empresa Labopolis, referencia M01.0093.00 (Figura 8.4(c)). (a) (b) (c) Figura 8.3: Tanque de almacenamiento (a), tanques de mezcla (b), y trituradora (c). (a) (b) (c) Figura 8.4: Bomba (a), contador de gas (b), y quemador (c). 8.3.7 Biodigestor En el biodigestor se introduce la materia org´anica y se producir´a la digesti´on anaerobia. Para que opere de forma correcta, deber´a ser herm´etico, con el fin de evitar la entrada de aire y fugas del biog´as producido y tener un f´acil acceso para su mantenimiento. Como los dos reactores operar´an en r´egimen semicontinuo y el gas producido se medir´a y llevar´a al quemador acto seguido, no har´a falta tomar medidas para evitar una sobrepresi´on en los recipientes. El volumen seleccionado es de 2l para el reactor acidog´enico y de 4l para el metanog´enico, porque como se pudo ver en la revisi´on de plantas, el TRH necesario en la fase metanog´enica es mayor que el de la acidog´enica y por lo tanto el volumen requerido tambi´en lo ser´a. Reactores comerciales Se han seleccionado dos reactores Parrinst, modelos 4532 y 4551 (Figuras 8.5(a) y 8.5(b)), de 2 y 4 litros de capacidad. Los dos reactores disponen de camisa t´ermica y agitaci´on magn´etica. 31 El material con el que est´an fabricados es acero inoxidable T316, excelente para ´acidos org´anicos como el ac´etico. Los reactores se acoplan a un carro para facilitar su desplazamiento. Reactores artesanales Se ha seleccionado la empresa Pobel, fabricante de material de laboratorio, para suministrar los elementos necesarios para el dise˜no del reactor. Los digestores artesanales se basan en dos reactores cil´ındricos de vidrio de fondo plano de 2 y 4 litros de capacidad, referencias 802018 y 802022 (Figura 8.7(b)). Las dimensiones de cada reactor se muestran en la Tabla 8.3. Capacidad (l) Φboca (mm) Φcuerpo (mm)Altura (mm) 2 100 105 350 4 100 160 340 Tabla 8.3: Dimensiones de los reactores artesanales. Cada reactor lleva acoplado una tapa de 100 mm de di´ametro, ref. 806056, coincidente con la boca de los dos reactores (Figura 8.6(c)). Las tapas son de 3 bocas, dos de ellas laterales, de 29 mm de paso cada una. En una boca lateral ir´a acoplado un adaptador con llave con salida de 10 mm, ref. 251941, por donde se introducir´a la alimentaci´on (Figura 8.6(b)). En la otra boca lateral ir´a un adaptador de term´ometro, ref. 241851, con un term´ometro para laboratorio de 300 mm, ref. 241420, suficiente para llegar hasta la mezcla. En la boca central se acopla un adaptador para entrada de gases, ref. 241044, con dos conductos de salida para el biog´as producido y para el efluente (Figura 8.6(a)). Por la boca de salida del biog´as se ajusta otro adaptador con llave con salida de 10 mm. Las tapas se cierran con una abrazadera de 100 mm de di´ametro, ref. 807014. Adem´as ser´an necesarios clips para la sujeci´on de cada uni´on c´onica esmerilada, ref. CSEP 2932. Los reactores son calentados y agitados por medio de un agitador magn´etico con calefacci´on, ref. AGIM 0300 (Figura 8.7(a)). Est´a dotado de un panel de mandos frontal con interruptores e indicadores luminosos, regulador electr´onico de la temperatura desde +5oC hasta 380oC y regulador de velocidad de 60 a 1.500 rpm. (a) (b) Figura 8.5: Reactores comerciales. Carro con reactor (a) y reactor (b). 32 (a) (b) (c) Figura 8.6: Componentes del reactor artesanal: adaptador de gases (a), adaptador con llave (b), y tapa del reactor (c). (a) (b) Figura 8.7: Componentes del reactor artesanal: agitador magn´etico (a) y reactor cil´ındrico (b). 8.3.8 Tuber´ıas, v´alvulas y reductores Se necesitan 6 v´alvulas en T para todo el sistema. ´ Estas son necesarias para realizar las diferentes combinaciones de recirculaci´on y purga. Se seleccionan de la marca Burkle, con referencia 8610-0001. Las mangueras que se emplear´an en el sistema depender´an del tipo de reactor empleado. Reactores comerciales Ser´an necesarias tres tipos diferentes de mangueras debido a las distintos di´ametros de las v´alvulas de entrada y de drenaje de los reactores y al di´ametro requerido de las bombas. El reactor de 2l tiene una v´alvula de conexi´on de 1/8” y una de drenaje de 3/8”. El reactor de 3,75l tiene una v´alvula de conexi´on de 1/4” y una de drenaje de 3/8”. La bomba seleccionada acepta di´ametros de manguera de hasta 1/5”, pudi´endose emplear mangueras de 1/8”. Se eligen tuber´ıas de silicona por ser qu´ımicamente resistentes y soportar altas temperaturas. La empresa seleccionada ha sido Watson Marlow. Las siguientes referencias son para los di´ametros 1/8”, 1/4” y 3/8” respectivamente: 913.A032.016 , 913.A064.016 y 913.A096.024. Ser´an necesarios dos reductores en la instalaci´on. La marca seleccionada es Burkle. Los 33 reductores se colocar´an entre la salida del drenaje y la entrada a las bombas. Tienen que reducir el di´ametro de la manguera de 3/8” a 1/8”. La referencia es 8703-0408. Reactores artesanales En este caso s´olo ser´a necesario un tipo de manguera ya que todas las entradas y salidas del reactor tienen un di´ametro de 10 mm. Se elige de silicona como en el caso anterior. La marca seleccionada es Burkle. La referencia es 8803-1015. 8.3.9 Tamiz El pur´ın es un sutrato muy heterog´eneo en cuanto a tama˜nos de part´ıcula se refiere, por ello es necesario disponer de un tamiz para impedir el paso de las part´ıculas m´as grandes que puedan obstruir los conductos.´ Este deber´a ser mayor que la boca del tanque de mezcla para poder apoyarlo sobre ´el.El recipiente seleccionado tiene un di´ametro de boca de 300 mm. Adem´as su luz de malla deber´a ser menor que el di´ametro de manguera m´as reducido, es decir 1/8”. Se ha seleccionado un tamiz de la marca Labopolis, de 400 mm de di´ametro y una luz de malla de 3,15 mm. La referencia es TM400/003150 (Figura 8.8(a)). 8.3.10 Sistema de respaldo el´ectrico Utilizando un sistema de alimentaci´on ininterrumpida, SAI, se asegura el funcionamiento del sistema aunque se produzca la ca´ıda del suministro el´ectrico. Durante el suministro normal de la red el´ectrica toma parte de la corriente para cargar sus bater´ıas internas y deja pasar el resto de energ´ıa. Tras detectar una ca´ıda de la corriente en la red, proporciona 220 voltios en su salida a partir de la energ´ıa previamente almacenada. Para elegir un SAI hay que tener en cuenta que la potencia consumida del sistema debe ser menor que la nominal del propio SAI. Reactores comerciales Sumando las potencias m´aximas de salida de las bombas, 24W cada una, y de los reactores, 1.500W para el reactor de 2l y 2.250W para el de 4l, nos da un total de 3.846W.Se selecciona un SAI con 4.200W de capacidad, del fabricante Phasac,modelo PH 9260. Reactores artesanales Para el digestor artesanal, la suma de las potencias m´aximas de salida de las bombas y de los agitadores magn´eticos, 500W cada uno, da un total de 1.096W. Se selecciona un SAI con 1.200W de capacidad, del fabricante Voltronic,modelo Arista 2000.(Figura 8.8(b)). (a) (b) Figura 8.8: Tamiz (a) y SAI (b). 34 9 Metodolog´ıa. Ejemplo de operaci´on 9.1 Fase de puesta en marcha 9.1.1 In´oculo En la puesta en marcha del sistema es necesario contar con un in´oculo de bacterias anaerobias que lleven a cabo la degradaci´on. Se puede utilizar como in´oculo lodos de depuradora. ´ Estos se pueden recoger de la Estaci´on Depuradora de Aguas Residuales de La Cartuja (Zaragoza). En sus digestores se produce la estabilizaci´on, v´ıa anaerobia, de los fangos, a una temperatura de 35oC. En el caso de adoptar un sistema donde uno de los reactores opere en r´egimen termof´ılico, el arranque puede llevarse a cabo incrementando la temperatura en un solo paso. Bouskov´a et al. [35] confirmaron que la mejor estrategia de arranque de los sistemas termof´ılicos a partir de in´oculo mesof´ılico es el incremento directo de la temperatura, en contraposici´on con la estrategia de incrementos escalonados de temperatura. Es preferible el incremento brusco de temperatura, puesto que favorece la generaci´on de verdaderos term´ofilos, en lugar de la aparici´on de organismos mesof´ılicos termotolerantes . 9.1.2 Alimentaci´on Para una mejor adaptabilidad del in´oculo, la alimentaci´on del sistema se inicia dos d´ıas despu´es de comenzar a calentar el in´oculo. En estos dos d´ıas se mide el pH y la temperatura para determinar la adecuaci´on de los microorganismos al sistema. Despu´es, la alimentaci´on va variando, comenzando con una mezcla de lodos sin digerir y digeridos. Las muestras de fango fresco se obtienen de la c´amara de mezcla de fangos espesados de la Estaci´on Depuradora de Aguas Residuales (EDAR). Se colectan con una frecuencia no mayor a 4 d´ıas, pues un periodo mayor entre muestreo acarrear´ıa un descenso en el pH y un cambio en las caracter´ısticas de sedimentaci´on desfavorables al sistema [30]. Una vez cargados los reactores, se inicia el proceso de transferencia del reactor acidog´enico al metanog´enico con un determinado caudal. Es recomendable empezar con un caudal bajo e ir increment´andolo hasta conseguir el TRH deseado, por ejemplo comenzar con un TRH el doble de lo dise˜nado. Si se produce un descenso en la producci´on de biog´as en la fase metanog´enica es que dicho reactor carece de suficiente sustrato, por lo que se deber´a incrementar el flujo. El TRH del reactor acidog´enico tambi´en deber´a ser mayor al dise˜nado, por lo que el caudal que entre al sistema ser´a menor. Con esto se consigue una VCO menor, permitiendo a los microorganismos una mayor capacidad de adaptaci´on. 9.1.3 Evoluci´on de la alimentaci´on Se ponen los dos rectores a digerir, con agitaci´on y a la temperatura definitiva, hasta conseguir una producci´on de gas estable, momento a partir del cual se comienza a alimentar con la mezcla de pur´ın y residuo. Paulatinamente se va sustituyendo parte de los lodos por la mezcla, hasta llegar al momento considerado como inicio del experimento, en que se trata s´olo la mezcla. Una secuencia de cambios de la alimentaci´on puede ser como muestra la Figura 9.1. 35 Figura 9.1: Evoluci´on de la composici´on durante la puesta en marcha En la fase 1, la alimentaci´on consta de lodo digerido (75%) y sin digerir (25%), hasta que se consiga una producci´on de biog´as estable. El TRH de los dos reactores es el doble que el dise˜nado. Una vez conseguido se pasa a la fase 2, sustituyendo el lodo sin digerir por la mezcla de pur´ın y residuo org´anico, pero manteniendo el mismo TRH. Cuando vuelva a estabilizarse el biog´as producido pasamos a la fase 3, donde se intercambian las proporciones del lodo y de la mezcla, pasando ´esta a constituir el 75% de la alimentaci´on, reduciendo a su vez el TRH de los dos reactores hasta el deseado. Cuando el sistema sea estable se termina la puesta en marcha, pasando a la fase 4 o fase experimental. El pur´ın que se utiliza durante la puesta en marcha y a lo largo de todo el experimento procede de una granja de la zona. Se recoge una vez al mes ya que es muy importante no almacenarlo demasiado tiempo, pues decae muy deprisa la productividad de biog´as, al producirse fermentaciones espont´aneas. La procedencia del cosustrato con el que se mezcla el pur´ın depender´a del tipo de residuo elegido. En el caso de residuos agr´ıcolas se eliminan los elementos de mayor dureza y se cortan los trozos m´as grandes reduci´endolos con la trituradora hasta obtener di´ametros de entre 3 y 5 mm, que puedan pasar por los conductos. Como recordatorio, las mangueras tienen un di´ametro de paso de 10 mm. El pur´ın y los restos org´anicos se depositan en tanques de almacenamiento diferentes, as´ı se podr´a variar la proporci´on de cada uno en la alimentaci´on. 9.1.4 An´alisis Adem´as de controlar el caudal de biog´as producido se deber´a realizar una caracterizaci´on del influente una vez por semana, realizando an´alisis de ST, SV, DQO y relaci´on C:N. Esto permitir´a conocer con los ST y SV la VCO que se est´a introduciendo, realizar comparaciones entre el biog´as producido y el estimado gracias a la DQO y conocer si la proporci´on C:N es la adecuada. Si queremos una baja VCO inicial, se puede conseguir diluyendo la mezcla con agua o incrementando la proporci´on de pur´ın en la mezcla, ya que posee un menor porcentaje de ST que otros residuos org´anicos. Hay que tener en cuenta que al incrementar la concentraci´on de SV en el sustrato se consigue una reducci´on en el pH, y esta reducci´on puede provocar la inhibici´on de la reacci´on metanog´enica. Para conocer el rendimiento en la producci´on de biog´as, comparamos el volumen de biog´as realmente producido con el estimado, midiendo la DQO a la entrada y a la salida de cada reactor. 36 Si la relaci´on C:N est´a por debajo del ´optimo, esto es alrededor de 35:1, se puede incrementar reduciendo la proporci´on de pur´ın en la mezcla o a˜nadiendo paja o glicerina al cosustrato. 9.2 Fase experimental La fase de experimentaci´on se considera desde el momento en que el sistema es alimentado exclusivamente con la mezcla de pur´ın y de cosustrato con las condiciones dise˜nadas. Los pasos a realizar son: 1. Fijar un TRH para los dos reactores Conociendo los vol´umenes de los reactores calcularemos los caudales necesarios que hay que suministrar. Seg´un el porcentaje de recirculaci´on y la configuraci´on que se ha seleccionado, obtendremos los caudales de recirculaci´on y purga necesarios en cada reactor. 2. Fijar una concentraci´on de ST en los reactores El sistema de dos fases puede operar en alta carga, por lo que la concentraci´on de ST en los reactores debe ser de al menos 22 g/l [30]. 9.2.1 C´alculo de las cantidades a introducir de cada sustrato Para calcular las cantidades que hay que introducir de cada sustrato al reactor se emplean dos condiciones. La primera es la concentraci´on de ST fijada y la otra es la relaci´on C:N ´optima. Para conseguir una determinada concentraci´on de ST en el reactor habr´a que diluir los dos sustratos con agua. Para calcular la relaci´on C:N se realiza una media ponderada de las relaciones de los sustratos. As´ı quedar´an: [ST]reactor =mpurin ·%STpurin +msustrato ·%STsustrato 100 ·1l(9.1) C : N = mpurin ·C:Npurin +msustrato ·C:Nsustrato mT (9.2) siendo mpurin,msustrato ymTlas masas del pur´ın, sustrato y la masa total respectivamente. 9.2.2 C´alculo de la VCO Conociendo el caudal Q0, la concentraci´on de ST en la alimentaci´on y las proporciones de cada sustrato, hallaremos la VCO mediante la expresi´on: VCO = [SV ]alim Q0 Vreactor (9.3) La concentraci´on de SV en la alimentaci´on ser´a una media ponderada de las concentraciones de SV de los sustratos. Gracias a los an´alisis realizados de SV de la alimentaci´on conoceremos las variaciones de la VCO que se pueden producir y si puede llegar a existir una sobrecarga en el sistema. 9.2.3 Estimaci´on del biog´as generado Para obtener la cantidad de biog´as generado aplicamos la ecuaci´on (6.10) de estimaci´on de biog´as producido de Metcalf y Eddy [21], VCH4= 0,35 [(S0−S)Q−1,42Px] (9.4) El volumen de gas generado depender´a del tipo de alimentaci´on que se introduzca, de la cantidad de sustrato eliminado, del caudal introducido y de la masa de microorganismos producidos diariamente. 37 9.3 Ejemplo de operaci´on En este apartado se realizan los c´alculos necesarios para tratar un tipo de alimentaci´on dada fijando un TRH, una temperatura de operaci´on y un porcentaje de recirculaci´on. Los valores a calcular son los caudales de alimentaci´on a los dos reactores, las cantidades a suministrar de cada sutrato, la VCO y la energ´ıa necesaria para mantener en funcionamiento el sistema. Por ´ultimo, se estima el biog´as que se producir´a en esas condiciones. Supongo que el proceso se efect´ua con la tecnolog´ıa TPAD, es decir, en dos fases de temperatura. La primera fase acidog´enica se desarrolla bajo temperatura termof´ılica, y la segunda metanog´enica bajo temperatura mesof´ılica. La alimentaci´on se compone de pur´ın de cerdo y residuos de fruta, y se a˜nade glicerina para compensar la relaci´on C:N. Se fijan unos TRH de 2 d´ıas para el reactor acidog´enico y de 10 d´ıas para el metanog´enico. La concentraci´on de ST en los reactores debe estar entre 22 g/l y 28 g/l para que se desarrolle en alta carga. Por ´ultimo, quiero que la relaci´on C:N sea de 35:1, dado que es la proporci´on ´optima. 9.3.1 Caudal de alimentaci´on Conociendo el volumen de cada digestor y sus TRH, aplicando la ecuaci´on de determinaci´on del volumen del tanque 6.9, obtenemos los valores mostrados en la Tabla 9.1. Reactor Volumen (l)TRH (d´ıas) Caudal (l/d´ıa) Acidog´enico 2 2 1 Metanog´enico 4 10 0,4 Tabla 9.1: Caudales de entrada a los reactores. 9.3.2 Recirculaci´on En un sistema en serie, para conseguir diferentes caudales a tratar en cada reactor es necesario purgar y/o recircular los lodos. La recirculaci´on tiene como ventajas adaptar la alimentaci´on a las condiciones del reactor, evitando cambios bruscos de temperatura o pH, y mejorar la estabilidad del sistema. Como inconveniente presenta la disminuci´on del caudal a tratar. Se define el porcentaje de recirculaci´on como: %R= 100R A(9.5) donde Res el caudal de recirculaci´on y Ael de alimentaci´on al reactor. En el trabajo analizado se realiza una recirculaci´on de los lodos en el reactor metanog´enico, como se indica en la Figura 9.2. Esto tiene como ventaja el poder tratar un mayor caudal de residuos en comparaci´on con otras configuraciones de recirculaci´on, adem´as se consigue aumentar el tiempo de retenci´on de los lodos del reactor metanog´enico, lo que har´a que aumente la velocidad de consumo de sustrato, y por lo tanto la producci´on de biog´as. Figura 9.2: Caudales de las corrientes de dise˜no. 38 9.3.3 Cantidades a suministrar de cada sustrato en la alimentaci´on Para calcular las cantidades a suministrar de cada sustrato primero debemos conocer sus propiedades, que se muestran en la Tabla . Residuo ST (%) SV (% de ST) C:N DQO gO2/kg Pur´ın de cerdo 3 80 10 : 1 82,5 Residuos de fruta 15 75 35 : 1 480 Glicerina 97 92 2100 : 1 1697 Tabla 9.2: Propiedades de los sustratos. Podemos observar c´omo la relaci´on C:N de la mezcla pur´ın m´as fruta va a resultar insuficiente para alcanzar la proporci´on de 35:1 fijada, debido al mayor contenido en nitr´ogeno del pur´ın. Por ello tendremos que a˜nadir glicerina a la mezcla, que tiene una relaci´on C:N de 2.100:1, lo que har´a que la concentraci´on de ST en el reactor var´ıe, ya que la glicerina tiene un 97,4% de ST. Las expresiones (9.1) y (9.2) quedan: [ST]reactor =mpurin ·%STpurin +mfruta ·%STfruta +mglicerina ·%STglicerina 100 ·1l(9.6) [C : N] = mpurin ·C:Npurin +mfruta ·C:Nfruta +mglicerina ·C:Nglicerina 100 ·1l(9.7) Contamos con dos ecuaciones con tres inc´ognitas, que son las cantidades de cada compuesto que vamos a a˜nadir, por lo que habr´a que fijar una de las variables. ´ Esta ser´a la cantidad de pur´ın. Definiendo a,byccomo las cantidades de pur´ın, fruta y glicerina respectivamente y tomando para los ST del reactor 22 g/l y para la relaci´on C:N el valor de 35:1, 22 = 0,03a+ 0,15b+ 0,97c(9.8) 35 = 10a+ 35b+ 2100c a+b+c(9.9) que resolviendo queda b=22 −0,042a 0,15 , c =25 2065a(9.10) Tenemos un l´ımite en la cantidad que podemos suministrar de pur´ın por litro de mezcla si queremos a˜nadir la pulpa y es: 22 −0,042a= 0 →a= 524g(9.11) Si queremos una proporci´on determinada de pur´ın en la mezcla, por ejemplo del 85%, las cantidades a suministrar de cada sustrato por litro ser´an: 0,85 = a a+b+c(9.12) Residuo Cantidad (g) Pur´ın 330 Pulpa de pera 54 Glicerina 4 Tabla 9.3: Cantidades a suministrar para una concentraci´on de pur´ın del 85%. 39 Considerando la densidad del pur´ın y de la pulpa como 1000 g/l y la de la glicerina 1260 g/l, el volumen de agua a a˜nadir para conseguir un litro de mezcla ser´a: Vagua = 1 −330 1000 +54 1000 +4 1260= 0,61l(9.13) 9.3.4 Velocidad de carga org´anica Para calcular las velocidades de carga org´anica (VCO) de cada reactor debemos conocer las concentraciones de SV a la entrada de cada uno de ellos. En el primero lo hallamos como la suma de los SV de cada sustrato, multiplicando las cantidades por los porcentajes en SV de cada sustrato seg´un la Tabla 9.2. En el reactor metanog´enico lo estimamos a partir del porcentaje de eliminaci´on de SV del reactor acidog´enico del trabajo de Cisneros Ortiz [27], cuyo valor es el 17%. Para el reactor acidog´enico, [SV]alim = 330 ·0,03 ·0,8 + 54 ·0,15 ·0,75 + 4 ·0,97 ·0,92 = 10,4gde SV/l (9.14) VCO = 10,4·1 2= 5,2gde SV/lreactor ·d(9.15) Para el metanog´enico [SV]alim = 10,4·0,87 = 9,1gde SV/l (9.16) VCO = 9,1·0,4 4= 0,9gde SV/lreactor ·d(9.17) Estas VCO est´an en consonancia con las aparecidas en el trabajo de Palatsi J. [25],donde en el reactor acidog´enico se introducen velocidades de 2 −3g SV/l reactor por d´ıa. 9.3.5 Biog´as generado La cantidad de materia org´anica eliminada en cada reactor la estimo de forma te´orica y experimental. De esta manera se obtendr´an dos cantidades de biog´as diferentes. Biog´as te´orico La concentraci´on de materia org´anica a la entrada del primer reactor, S0, se considera igual a la DQO de la alimentaci´on. En el reactor acidog´enico, la DQO de entrada se calcula como la suma de las DQO de cada cada sustrato: [S]0=mpurin ·%DQ0purin +mfruta ·%DQOfruta +mglicerina ·%DQOglicerina (9.18) S0= 82,5·0,330 + 480,7·0,054 + 1697 ·0,004 = 60 gO2/l (9.19) Para el reactor metanog´enico, este par´ametro es una media ponderada entre la concentraci´on de salida del primer reactor y la concentraci´on de la recirculaci´on, es decir: S0=SsQs+SQr Qs+Qr (9.20) donde Sses la concentraci´on de sustrato a la salida del primer reactor, Qsel caudal de entrada al sistema, es decir, el caudal de salida del primer reactor, y Qr, el caudal de reciclo. Finalmente, la cantidad de materia org´anica, S, que sale de cada reactor se calcula a partir de la expresi´on (6.8). 40 11 Presupuesto 11.1 Inversi´on 11.1.1 Opci´on A: Reactores comerciales La inversi´on necesaria en equipos y accesorios para la opci´on de reactores comerciales se detalla en la Tabla 11.1. Material Cantidad Precio (e)Importe (e) Fuente Tanque de almacenamiento 3 18,38 55,14 Presupuesto de Sunbox Tanque de mezcla 1 22,40 22,40 Presupuesto de Sunbox Trituradora 1 279,00 279,00 www.bosch-pt.es Bomba perist´alica 4 893,82 3.575,28 Presupuesto de T´ecnica de Fluidos Contador de gas 1 98,00 98,00 www.tiendadegasnatural.es Quemador 1 18,50 18,50 www.labopolis.com Reactor 2l1 26.299 26.299 Presupuesto de Biometa Reactor 4l1 35.024 35.024 Presupuesto de Biometa Material Cantidad Precio (e)Importe (e) Fuente Tuber´ıa 3 47,16 141,48 Presupuesto de T´ecnica de Fluidos V´alvula de tres v´ıas 6 49,55 297,30 www.buerkle.es Reductor 2 11,45 22,90 www.buerkle.es Tamiz 1 130,00 130,00 www.labopolis.com SAI 1 1.729,07 1.729,07 www.todosai.com Total (sin IVA) 67.692,07 Total (21% IVA) 81.907,40 Tabla 11.1: Coste de los materiales para la opci´on A. 11.1.2 Opci´on B: Reactores artesanales La inversi´on necesaria en equipos y accesorios para la opci´on de reactores artesanales se detalla en la Tabla 11.2. 47 Material Cantidad Precio (e)Importe (e) Fuente Tanque de almacenamiento 3 18,38 55,14 Presupuesto de Sunbox Tanque de mezcla 1 22,40 22,40 Presupuesto de Sunbox Trituradora 1 279,00 279,00 www.bosch-pt.es Bomba perist´alica 4 893,82 3575,28 Presupuesto de T´ecnica de Fluidos Contador de gas 1 98,00 98,00 www.tiendadegasnatural.es Quemador 1 18,50 18,50 www.labopolis.com Reactor 2l1 243,59 243,59 Presupuesto de Pobel Reactor 4l1 358,75 358,75 Presupuesto de Pobel Tapa reactor 2 222,43 444,86 Presupuesto de Pobel Adaptador con llave 4 45,3 181,20 Presupuesto de Pobel Adaptador de gases 2 60,99 121,98 Presupuesto de Pobel Adaptador de term´ometro 2 24,15 48,30 Presupuesto de Pobel Term´ometro 2 2,86 5,72 Presupuesto de Pobel Abrazadera 2 400,07 800,14 Presupuesto de Pobel Clip 8 4,7 37,60 Presupuesto de Pobel Agitador magn´etico 2 253,02 506,04 Presupuesto de Pobel Tuber´ıa 3 47,16 141,48 www.buerkle.es V´alvula de tres v´ıas 6 49,55 297,30 www.buerkle.es Tamiz 1 130,00 130,00 www.labopolis.com SAI 1 247,23 247,23 www.todosai.com Total (sin IVA) 7.511,03 Total (21% IVA) 9.088,35 Tabla 11.2: Coste de los materiales para la opci´on B. 11.2 Estimaci´on del coste energ´etico anual Para estimar el coste energ´etico anual tomo como referencia la potencia necesaria para mantener en funcionamiento el sistema del ejemplo de operaci´on. Consumo diario (kW h) 2,95 Precio electricidad1(e/kW h) 0,142208 Coste energ´etico anual (e) 153,1 Tabla 11.3: Coste energ´etico anual. 1Precio de la tarifa de ´ultimo recurso aplicable a partir del 1 de Junio de 2012 para la modalidad sin discriminaci´on horaria. 48 12 Conclusiones Se ha dise˜nado una configuraci´on de un biodigestor con dos rectores en serie, donde en cada uno de ellos se optimiza una fase, acidog´enica en el primer reactor y metanog´enica en el segundo. Se consideran dos alternativas en el proyecto. En la primera se han seleccionado reactores comerciales y en la segunda los digestores han sido configurados a partir de diferente material de laboratorio. El resto de materiales del biodigestor se han elegido para cumplir con el objetivo de digerir mezclas de purines de cerdo con otros residuos, como la trituradora, el tamiz o los tanques de almacenamiento. Se han determinado los par´ametros de operaci´on que afectan al sistema. En un digestor de laboratorio, por cuestiones de espacio, viene fijado el volumen del reactor, por lo que la primera variable a calcular ser´a el caudal de la alimentaci´on. Al ser un sistema de dos fases, para conseguir diferentes TRH en cada reactor habr´a que recircular y/o se purgar parte de la salida. El sistema ha sido dise˜nado para poder realizar diferentes combinaciones a la hora de recircular los lodos, seg´un la posici´on de las v´alvulas que se encuentran a lo largo del circuito. Adem´as del caudal y el TRH, existen otros par´ametros operacionales importantes. Por ello se recogen los an´alisis a realizar, sus frecuencias de medida y los valores m´as adecuados de operaci´on. Adem´as se ofrecen soluciones a posibles desviaciones de los valores esperados. Cuando se opere en el digestor hay que tener en cuenta la alimentaci´on de la puesta en marcha del sistema. En la fase experimental es importante fijarse unos pasos a seguir para determinar las variables que afectar´an a nuestro sistema. En un proceso de codigesti´on es importante conocer las cantidades a introducir de cada sustrato, ya que determinar´a la VCO de los reactores, y por lo tanto poder evitar sobrecargas en el sistema, con lo que podremos controlar la relaci´on AGV/alcalinidad, clave en el funcionamiento del proceso. Se ha realizado un ejemplo de operaci´on, bajo unas determinadas condiciones de partida, para mostrar paso a paso los c´alculos a realizar para determinar los par´ametros operacionales m´as importantes. Se ha comprobado que los purines de cerdo tienen una baja relaci´on de C:N, por lo que puede ser necesario a˜nadir un sustrato que incremente esa relaci´on, como puede ser la glicerina. Por ´ultimo, se ha realizado una evaluaci´on econ´omica de las dos alternativas consideradas. Considerando por un lado la gran diferencia en la inversi´on entre ellas y por otro el escaso mantenimiento que necesita el digestor artesanal, puede concluirse que desde el punto de vista econ´omico resulta mucho m´as rentable la construcci´on de un digestor a partir de material de laboratorio. El biodigestor anaerobio propuesto puede servir para nuevos proyectos, realizaci´on de pr´acticas u otros estudios que se quieran realizar en ´el. Ser´ıan interesantes los siguientes estudios: •Estudio de la digesti´on a distintas temperaturas y TRH. Se pueden realizar distintos experimentos variando las temperaturas y los TRH en valores diferentes a los analizados en este trabajo, evaluando la cantidad y calidad del biog´as obtenido. •Optimizaci´on en la codigesti´on de diferentes sustratos.Partiendo de un tipo de residuo, podemos analizar las condiciones ´optimas de digesti´on cuando se mezcla con diferentes sustratos, variando los par´ametros que afectan al sistema.Por ejemplo, se podr´ıa comenzar con cantidades bajas del cosustrato a a˜nadir, hasta conocer las proporciones m´as adecuadas. Despu´es se estudiar´ıa la influencia de la temperatura, para determinar el rango m´as adecuado de cada fase.Por ´ultimo, se podr´ıa estudiar c´omo afectar´ıa a˜nadir otros sustratos a la mezcla para compensar posibles carencias de nutrientes. 49 Bibliograf´ıa [1] IDAE(Instituto para la Diversificaci´on y Ahorro de la Energ´ıa). 2011. “Gu´ıa Pr´actica de la Energ´ıa. 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[46] www.probiogas.es [47] www.idae.es [48] www.aqualimpia.com [49] www.cubasolar.cu [50] www.energiasrenovables.ciemat.es [51] www.cne.es [52] www.iea.org 52 ´ Indice de Tablas 4.1 Composici´on y propiedades del biog´as. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 8 4.2 Producci´on de biog´as de algunos residuos agroindustriales. . . . . . . . . . . . . 9 4.3 Rangos de temperatura y tiempos de retenci´on para la fermentaci´on anaerobia. 12 4.4 Concentraciones inhibidoras de cationes. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 15 4.5 Caracter´ısticas de mezclas entre purines de cerdo y vacuno con diferentes cosustratos.......................................... 16 5.1 Caracter´ısticas de los digestores de biomasa suspendida. . . . . . . . . . . . . . 17 7.1 Producciones de biog´as para diferentes mezclas. . . . . . . . . . . . . . . . . . . 24 7.2 Amonio producido y biog´as acumulado para las diferentes mezclas. . . . . . . . 25 7.3 Par´ametros del funcionamiento de las dos configuraciones. . . . . . . . . . . . . 25 8.1 Nomenclaturadeequipos............................... 28 8.2 Descripci´ondelflujo.................................. 29 8.3 Dimensiones de los reactores artesanales. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 32 9.1 Caudales de entrada a los reactores. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 38 9.2 Propiedades de los sustratos. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 39 9.3 Cantidades a suministrar para una concentraci´on de pur´ın del 85%. . . . . . . . 39 9.4 Coeficientes cin´eticos para cada tipo de bacterias. . . . . . . . . . . . . . . . . . 41 9.5 Valores obtenidos te´oricamente en los dos reactores. . . . . . . . . . . . . . . . 42 9.6 Principales caracter´ısticas del estudio. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 42 9.7 Valores experimentales en los dos reactores. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 43 9.8 Calor requerido en la alimentaci´on. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 43 9.9 Calor requerido debido a p´erdidas. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44 10.1 Par´ametros operacionales de los procesos anaerobios. . . . . . . . . . . . . . . . 45 11.1 Coste de los materiales para la opci´on A. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 47 11.2 Coste de los materiales para la opci´on B. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 48 11.3Costeenerg´eticoanual................................ 48 ´ Indice de Figuras 4.1 Etapas en la producci´on de metano a partir de residuos org´anicos. . . . . . . . 11 4.2 Producci´on volum´etrica de gas para un reactor de mezcla completa. . . . . . . 14 5.1 Tanque de almacenamiento y reactor de mezcla completa . . . . . . . . . . . . 17 5.2 Reactor de contacto y reactor de dos fases . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 18 5.3 Reactor de lecho expandido . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 18 6.1 Esquema de un proceso anaerobio. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 20 8.1 Diagrama de flujo de la planta. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 28 8.2 Recirculaci´on del reactor acidog´enico, metanog´enico, y recirculaci´on global . . . 30 8.3 Tanque de almacenamiento, tanques de mezcla y trituradora . . . . . . . . . . 31 8.4 Bomba, contador de gas y quemador . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 31 8.5 Reactores comerciales. Carro con reactor y reactor . . . . . . . . . . . . . . . . 32 8.6 Adaptador de gases, adaptador con llave y tapa del reactor . . . . . . . . . . . 33 8.7 Agitador magn´etico y reactor cil´ındrico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 33 8.8 Tamiz(a)ySAI(b).................................. 34 9.1 Evoluci´on de la composici´on durante la puesta en marcha . . . . . . . . . . . . 36 9.2 Caudales de las corrientes de dise˜no. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 38 53 Glosario de t´erminos 2PAD Two Phase Anaerobic Digesti´on . Sistema de digesti´on en dos fases que incluye una primera etapa en la que se lleva a cabo la hidr´olisis y la acidog´enesis del residuo, seguida de una segunda etapa para la estabilizaci´on a trav´es de la metanog´enesis. AGV ´ Acidos Grasos Vol´atiles. Se consideran AGV el ´acido f´ormico, el ac´etico, el propi´onico, el but´ırico, el isobut´ırico, el 2 -metil but´ırico, el val´erico, el isoval´erico, el caproico y el capr´ılico. Los ´acidos ac´etico, propi´onico y but´ırico son los que se producen en mayor cantidad durante la fermentaci´on anaerobia. Biog´as Gas que se obtiene mediante procesos de descomposici´on de restos org´anicos en las plantas de tratamiento de estos restos. Contiene CH4y CO2principalmente, y peque˜nas proporciones de otros gases, como H2, H2S y NH3. Biomasa La biomasa es la energ´ıa solar convertida por la vegetaci´on en materia org´anica. Esa energ´ıa se puede recuperar por combusti´on directa o transformando la materia org´anica en otros combustibles. Co-digesti´on La co-digesti´on es la digesti´on conjunta de dos o m´as substratos diferentes . La ventaja principal radica en el aprovechamiento de la sinergia de las mezclas, compensando las carencias de cada uno de los substratos por separado. DQO Demanda Qu´ımica de Ox´ıgeno. Par´ametro que mide la cantidad de materia org´anica susceptible de ser oxidada por medios qu´ımicos que hay en una muestra. Se expresa en mg O2/l. TPAD Temperature-Phased Anaerobic Digestion . Proceso de digesti´on anaerobia en dos fases de temperatura . Comprende una etapa inicial termof´ılica, seguida por una etapa mesof´ılica. TRC Tiempo de Retenci´on Celular o Edad de Lodos. Tiempo medio de residencia celular en un reactor . Es la relaci´on entre la masa de microorganismos existente en el sistema y la masa de microorganismos eliminados por unidad de tiempo. TRH Tiempo de Retenci´on Hidr´aulico. Tiempo de permanencia del agua residual en el sistema. VCO Velocidad de Carga Org´anica. Es el producto de la concentraci´on de DQO de un determinado contaminante por el caudal. 54 A An´alisis a realizar A.1 Demanda qu´ımica de ox´ıgeno (DQO) Para cuantificar la DQO se utiliza el m´etodo 5220B propuesto en Standard methods for examination of water and wastewater[32]. El an´alisis se debe realizar diariamente, a la entrada del primer reactor, a su salida y a la salida del reactor metanog´enico. El procedimiento se basa en la oxidaci´on de la materia utilizando dicromato pot´asico como oxidante en un medio ´acido (H2SO4), durante dos horas a 150oC. La reacci´on es catalizada por sulfato de plata. El exceso de dicromato se valora con sal de Mohr, usando ortofenantrolina como indicador. Se realiza un blanco, siguiendo el mismo procedimiento que con el resto de las muestras, sustituyendo ´esta por agua desionizada . Los resultados se expresan en mg O2/kg. La determinaci´on de la DQO se determina seg´un la siguiente expresi´on: DQO = (Vbl −Vm) 8000N Mmuestra (A.1) donde Vbl es el volumen de sal consumida en la valoraci´on del blanco, Vmel volumen de sal en la valoraci´on de la muestra, Mmuestra la masa de ´esta, y Nla normalidad de la sal de Mohr: N=VCr2O7NCr2O7 Vsal (A.2) siendo VCr2O7el volumen de Cr2O7utilizado para la determinaci´on de la normalidad, NCr2O7 dicha normalidad, y Vsal el volumen de sal de Mohr utilizado en la valoraci´on. Se utiliza dicromato pot´asico 1N, manteni´endose la relaci´on volum´etrica entre el dicromato y el ´acido sulf´urico, de 1:3. A.2 Determinaci´on de C El an´alisis se realiza sobre muestras secas, trituradas y tamizadas (1mm), libres de los componentes inertes. Consiste en oxidar la materia org´anica con dicromato pot´asico en exceso y valoraci´on posterior del dicromato remanente con una sal de hierro (II). A la muestra se le a˜nade dicromato pot´asico 1N y ´acido sulf´urico concentrado. Se le deja reposar 30 minutos y se a˜nade difenilamina titulando con la soluci´on de sulfato ferroso 0,5 N. Realizar simult´aneamente un ensayo en blanco. El porcentaje de carbono ser´a: %C=(Vbl −VM) 0,39N Mm (A.3) donde Vbl es el volumen de sulfato ferroso gastado con el blanco, VMel volumen de sulfato ferroso gastado con la muesetra, y Nla normalidad de la sal de hierro (II). El factor 0,39 tiene en cuenta que por este m´etodo se s´olo se oxida un 77% de carbono de la muestra, cuya masa se denota por Mm. A.3 Determinaci´on de N El m´etodo Kjeldhal determina el nitr´ogeno en estado trinegativo. Normalmente se asocia al nitr´ogeno total, por considerar las fracciones m´as importantes de formas nitrogenadas en los residuos animales, nitr´ogeno org´anico y amoniacal. Se basa en digerir la muestra con temperatura, en medio ´acido con un catalizador de Selenio, de forma que los compuestos org´anicos nitrogenados formen formas amoniacales, sulfato am´onico. Posteriormente se analiza el contenido total de sales amoniacales mediante la destilaci´on de la muestra digerida. Se a˜nade una base fuerte (NaOH 40%) para subir el pH y 55 desplazar el equilibrio hacia la formaci´on de amon´ıaco libre. El destilado se recoge en ´acido b´orico con indicador (rojo de metil). Al recogerse el vapor en un medio ´acido el amon´ıaco pasar´a a la forma i´onica no vol´atil. Finalmente se realiza la valoraci´on del borato que ha reaccionado con el amon´ıaco, mediante titulaci´on con un ´acido fuerte, HCl, de normalidad conocida. El nitr´ogeno total se estima utilizando la siguiente expresi´on %N=0,014 (Vm−Vbl)NHCl Mm (A.4) donde Vmes el volumen de HCl consumido en la valoraci´on de la muestra, Vbl el volumen de HCl consumido en la valoraci´on del blanco, NHCl la normalidad del HCl, y Mmla masa de la muestra. A.4 Determinaci´on de P A partir de las cenizas obtenidas por calcinaci´on a 550oC, se realiza una extracci´on con HCl concentrado. El f´osforo inicialmente contenido en las cenizas se disuelve y pasa a la soluci´on. Utilizando un m´etodo colorim´etrico, adaptado del m´etodo 4500-P C de Standard methods for examination of water and wastewater[32], se determina el contenido de f´osforo total. La lectura de absorci´on se realiza a 430 nm mediante un espectrofot´ometro. Se utiliza el reactivo nitrovanadomol´ıbdato, que al reaccionar con el ´acido fosf´orico, forma fosfomolibdovanadato, que da una coloraci´on amarilla. La cantidad de reactivo es un 20% del volumen del matraz. Una vez preparada la soluci´on se debe dejar reposar 1 hora antes de realizar la lectura. El c´alculo de la concentraci´on se obtiene mediante la siguiente expresi´on: %P=CVB VA VA Mcenizas %Cenizas 100000 (A.5) donde Ces el valor de la concentraci´on obtenido a partir de la lectura en el espectrofot´ometro, Vmes el volumen de la diluci´on ´acida de cenizas, VBel volumen de la diluci´on realizada para hacer la determinaci´on, y Mmla masa de las cenizas. A.5 Cationes Los cationes se analizan por fotometr´ıa de llama, utilizando el equipo sobre la base de un extracto ´acido sobre las cenizas, realizado con el mismo procedimiento que en el m´etodo de determinaci´on del f´osforo. Los cationes Na y K se determinan mediante la t´ecnica de fotometr´ıa de llama en emisi´on, mientras que para la determinaci´on del Ca y Mg se trabaja en absorci´on. En la determinaci´on de Na y K, es necesario a˜nadir 1 mL de ClLi 2,5N por cada 100 ml antes de aforar, para evitar su ionizaci´on. En la determinaci´on del Ca y Mg, es necesario a˜nadir 1ml de SrCl2al 3% por cada 10 ml de soluci´on. Se deber´a aplicar la ecuaci´on empleada en la determinaci´on del f´osforo al valor obtenido por la lectura en el instrumento, para referirlo a la muestra fresca. A.6 Alcalinidad La alcalinidad depende del pH de punto final utilizado. El m´etodo est´andar (2320) de Standard methods for examination of water and wastewater[32], consiste en la valoraci´on con un ´acido fuerte hasta pH 4,3. A pH 4,3 m´as del 99% del bicarbonato del sistema es convertido a CO2. Sin embargo, al hacer esta valoraci´on se considera m´as del 80% de los de ´acidos grasos vol´atiles, compuestos presumiblemente abundantes en los sistemas anaerobios. Por ello Hill y Jenkins propusieron la utilizaci´on de la valoraci´on hasta pH 5,75, que se ajusta mucho mejor al valor real de alcalinidad debida al bicarbonato[33]. 56