Estudio de los métodos de producción de cerveza sin alcohol y diseño de una planta de desalcoholización

1 Equation Chapter 1 Section 1 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Estudio de los métodos de producción de cerveza sin alcohol y diseño de una planta de desalcoholización Dpto. Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Autor: José Antonio Domínguez Miranda Tutores: María Custodia Fernández Baco y José Fernando Vidal Barrero Sevilla, 2025 2 Trabajo Fin de Grado Grado en Ingeniería Química Estudio de los métodos de producción de cerveza sin alcohol y diseño de una planta de desalcoholización Autor: José Antonio Domínguez Miranda Tutores: María Custodia Fernández Baco José Fernando Vidal Barrero Dpto. Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2025 3 Trabajo Fin de Grado: Estudio de los métodos de producción de cerveza sin alcohol y diseño de una planta de desalcoholización. Autor: José Antonio Domínguez Miranda Tutor: María Custodia Fernández Baco José Fernando Vidal Barrero El tribunal nombrado para juzgar el Proyecto arriba indicado, compuesto por los siguientes miembros: Presidente: Vocales: Secretario: Acuerdan otorgarle la calificación de: Sevilla, 2025 El Secretario del Tribunal 4 RESUMEN Este trabajo aborda un estudio exhaustivo sobre los métodos de producción de cerveza sin alcohol y propone el diseño de una planta de desalcoholización que emplea una columna de destilación a vacío como el método principal. Ante la creciente demanda de productos sin alcohol, la industria cervecera ha desarrollado diversas técnicas de desalcoholización, cada una con sus ventajas y limitaciones. Entre los métodos analizados en este estudio se incluyen la fermentación controlada, la osmosis inversa, la evaporación y la destilación a vacío, entre otros, siendo este último el enfoque central de diseño debido a su capacidad para eliminar el alcohol a bajas temperaturas, conservando así los aromas y características sensoriales de la cerveza. Para el diseño de la planta, se han calculado detalladamente los requisitos de los equipos principales como la columna de destilación, bomba centrífuga para el transporte de la cerveza, un sistema de almacenamiento y un intercambiador de calor. Cada equipo es dimensionado y seleccionado considerando factores operacionales y económicos, lo que permite definir una planta eficiente en términos de conservación del perfil aromático y costos de operación. Así, este trabajo establece un enfoque integral y optimizado para la producción de cerveza sin alcohol, proporcionando un marco técnico que respalda su viabilidad industrial. 5 ABSTRACT This paper undertakes a comprehensive study of non-alcoholic beer production methods and proposes the design of a dealcoholisation plant using a vacuum distillation column as the main method. Faced with the growing demand for non-alcoholic products, the brewing industry has developed various dealcoholisation techniques, each with its own advantages and limitations. The methods analysed in this research include controlled fermentation, reverse osmosis, evaporation and vacuum distillation, among others, the latter being the central design approach due to its ability to remove alcohol at low temperatures, thus preserving the aromas and sensory characteristics of the beer. For the design of the plant, the requirements for the main equipment such as the distillation column, centrifugal pump for beer transport, a storage system and a heat exchanger are calculated in detail. Each piece of equipment is dimensioned and selected considering operational and economic factors, which allows defining an efficient plant in terms of aroma profile preservation and operating costs. Thus, this work establishes a comprehensive and optimised approach to the production of non-alcoholic beer, providing a technical framework that supports its industrial viability. 6 ÍNDICE Resumen ....................................................................................................................................................... 4 Abstract ........................................................................................................................................................ 5 Índice ............................................................................................................................................................ 6 1. La cerveza sin alcohol …………………………………………………………………………………………………………………………11 1.1 Mercado global ……………………………………………………………………………………………………………..…………11 1.2 Mercado en España …………………………………………………………………………………………………………………12 2. Elaboración de cerveza sin alcohol …………………………………………………………………………………………………….15 2.1 Métodos físicos …………………………………………………………………………………………………………..……………15 2.1.1.1 Destilación …………………………………………………………………………………………………………..…………….16 2.1.1.2 Destilación o Rectificación continua a vacío …………………………………………………………………………16 2.1.1.3 Evaporadores de película delgada ……………………………………………………………………………………….16 2.1.1.4 Evaporador Centritherm ……………………………………………………………………………………………………..17 2.1.1.5 Columna a vacío de conos rotatorios ……………………………………………………………………………..……18 2.1.1.6 Rectificación a vacío Sigmatec ………………………………………………………………………………………….… 19 2.1.2 Métodos de separación con membranas …………………………………………………………………….………….20 2.1.2.1 Diálisis ………………………………………………………………………………………………………………………….…….20 2.1.2.2 Ósmosis inversa ………………………………………………………………………………………………………………….22 2.2 Métodos biológicos ………………………………………………………………………………………………………………….23 2.2.1 Proceso de maceración modificado ………………………………………………………………………………………..23 2.2.2 Proceso de fermentación limitado ………………………………………………………………………………………….25 2.2.3 Uso de levadura especial ……………………………………………………………………………………………………….26 2.2.4 Fermentación continua ………………………………………………………………………………………………………….26 2.3 Selección del método ………………………………………………………………………………………………………………27 2.4 Antecedentes, objetivos y alcance ……………………………………………………………………………………………28 3. Descripción del proceso y equipos principales ……………………………………………………………………………………29 3.1 Datos de partida ………………………………………………………………………………………………………………………30 3.2 Equipos ……………………………………………………………………………………………………………………………………30 3.2.1 Intercambiadores de calor ……………………………………………………………………………………………………..30 3.2.2 Bombas de impulsión …………………………………………………………………………………………………………….34 3.2.3 Evaporador flash ……………………………………………………………………………………………………………………36 3.2.3 Columna de destilación ……………………………………………………………………………………………………..37 4. Columna de rectificación …………………………………………………………………………………………………………………..40 4.1 Definición de la presión de operación ……………………………………………………………………………………….40 4.2 Balance de materia y método McCabe-Thiele ……………………………………………………………………………46 7 4.2.1 Zona de enriquecimiento o rectificación ………………………………………………………………….……………..48 4.2.2 Zona de agotamiento …………………………………………………………………………………………………………….49 4.2.3 Etapa de alimentación ……………………………………………………………………………………………………………49 4.2.4. Cálculo de número de etapas: Método gráfico ………………………………………………………………………50 4.3 Simulaciones con Aspen Plus …………………………………………………………………………………………………….53 4.3.1. Modelo DSTWU ……………………………………………………………………………………………………………………53 4.3.2. Modelo RADFRAC …………………………………………………………………………………………………………………57 4.4 Selección del tipo de columna …………………………………………………………………………………………………..62 4.4.1 Columna de platos …………………………………………………………………………………………………………………62 4.4.2 Columna de relleno ……………………………………………………………………………………………………………….66 4.5.3 Comparativa ……………………………………………………………………………………………………………………..68 4.5 Dimensionado de la columna ……………………………………………………………………………………………………68 5. Equipos auxiliares y hojas de equipos ………………………………………………………………………………………………..69 5.1 Bomba ……………………………………………………………………………………………………………………………………..69 5.2 Tanques de almacenamiento ……………………………………………………………………………………………………69 5.3 Intercambiador de calor …………………………………………………………………………………………………………..70 6. Conclusión ………………………………………………………………………………………………………………………………………..74 Referencias …………………………………………………………………………………………………………………………………………..76 8 ÍNDICE DE TABLAS Tabla 4-1. Balance de materia ……………………………………………………………………………………………………….………49 Tabla 4-2. Especificaciones de la corriente de alimentación en Aspen …………………………………………….………54 Tabla 4-3. Resultados de simulación por el método DSTWU ……………………………………………………….………….55 Tabla 4-4. Ratio de reflujo frente a etapas teóricas proporcionado por Aspen ……………………………….……….56 Tabla 4-5. Comparativa balances de materia ……………………………………………………………………………….………..58 Tabla 4-6. Balance de materia simulación RADFRAC …………………………………………………………………….………..60 Tabla 4-7. Comparativa rendimiento de operación ……………………………………………………………………….……….60 Tabla 4-8. Resultados completos simulación RADFRAC ………………………………………………………………………….61 Tabla 4-9. Comparativa dimensionado de la columna …………………………………………………………………………….70 9 ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1-1. Variación consumo de bebidas alcohólicas ……………………………………………………………………………13 Figura 2-2. Evaporador de película delgada de varias etapas ………………………………………………………………….18 Figura 2-3. Evaporador Centritherm ………………………………………………………………………………………………………19 Figura 2-4. Columna a vacío de conos rotatorios …………………………………………………………………………………….20 Figura 2-5. Diagrama de flujo sistema Sigmatec ……………………………………………………………………………………..20 Figura 2-6. Planta tecnología Sigmatec 10.000 l/h ………………………………………………………………………………….21 Figura 2-7. Diagrama proceso de diálisis ………………………………………………………………………………………………..23 Figura 2-8. Diagrama ósmosis inversa ……………………………………………………………………………………………………24 Figura 2-9. Actividad enzimática durante el macerado ……………………………………………………………………………25 Figura 2-10. Efectos del aireado durante la fermentación ………………………………………………………………………28 Figura 3-1. Diagrama de Flujo de la planta ……………………………………………………………………………………………..31 Figura 3-2. Recorrido de fluidos en el interior de un intercambiador de calor de placas …………………………..32 Figura 3-3. Intercambiador de calor de placas con juntas ……………………………………………………………………….34 Figura 3-4. Intercambiador de placas soldadas ……………………………………………………………………………………….35 Figura 3-5. Bomba centrífuga de flujo radial …………………………………………………………………………………………..36 Figura 3-6. Bomba centrífuga eje horizontal …………………………………………………………………………………………..37 Figura 3-7. Bomba centrífuga eje vertical ……………………………………………………………………………………………….37 Figura 3-8. Tipos de condensador ………………………………………………………………………………………………………….39 Figura 3-9. Hervidor tipo Kettle ……………………………………………………………………………………………………………..40 Figura 4-1. Guía para la selección del método termodinámico en Aspen Plus ………………………………………….42 Figura 4-2. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 1 bar ………………………………………………………………….43 Figura 4-3. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,75 bar …………………………………………………………….44 Figura 4-4. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,5 bar ……………………………………………………………….44 Figura 4-5. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,25 bar …………………………………………………………….45 Figura 4-6. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,1 bar ……………………………………………………………….46 Figura 4-7. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,05 bar …………………………………………………………….47 Figura 4-8. Cálculo de reflujo mínimo por método gráfico ………………………………………………………………………52 Figura 4-9. Número de etapas teóricas por McCabe-Thiele (Normal y ampliado) …………………………………….53 Figura 4-10. Diagrama DSTWU ………………………………………………………………………………………………………………55 Figura 4-10. Relación entre R y n ……………………………………………………………………………………………………………57 Figura 4-11. Coste vapor (A), costes fijos (B) y costes totales (C) ……………………………………………………………..58 Figura 4-12. Diagrama RADFRAC ……………………………………………………………………………………………………………59 Figura 4-13. Disposiciones del flujo de líquido a través de la bandeja ……………………………………………………..64 Figura 4-14. Bubble-cap tray ………………………………………………………………………………………………………………….65 16 2.1.1.1 Destilación Este proceso consiste en calentar la cerveza con alcohol para generar una fase vapor rica en alcohol y la fase líquida restante habrá disminuido considerablemente su contenido alcohólico. A continuación, el vapor es enfriado en un condensador del que se extrae una corriente con una concentración alta en alcohol. Los primeros intentos de desalcoholización de cerveza mediante evaporación o destilación se realizaron a presión atmosférica, pero debido al deterioro en el sabor producido por las altas temperaturas (se pierde una gran cantidad de volátiles que proporcionan aroma y sabor al producto), pronto fueron sustituidos por destilación a vacío en la cual el nivel térmico requerido es inferior. Además, reducir la presión en el proceso de destilación permite extraer el alcohol a temperaturas mucho más bajas, de modo que las presiones absolutas de trabajo se encuentran en el rango de 4 a 20 kPa, alcanzando la vaporización a temperaturas entre 30 y 60ºC. En cualquier caso, durante los procesos térmicos puede haber efectos sobre el sabor o la calidad de la cerveza debidos a la temperatura y al periodo de exposición. 2.1.1.2 Destilación o Rectificación continua a vacío El proceso en este tipo de plantas consta principalmente de: 1. Precalentamiento de la cerveza con alcohol anteriormente producida se somete a un precalentamiento en un intercambiador de placas hasta alcanzar los 42ºC. 2. Desgasificación y liberación simultánea de compuestos volátiles en un desgasificador a vacío. Se elimina el CO2 que dificulta el proceso de desalcoholización. 3. Desalcoholización normalmente en una columna de relleno a vacío, recuperando los componentes aromáticos del CO2 y dirigiéndolos a la cerveza sin alcohol producida. A menudo, para optimizar el proceso y la calidad del producto, la destilación suele dividirse en dos etapas, de modo que en la primera se busca eliminar ésteres y otros compuestos volátiles y en la segunda se ajustan las condiciones de operación a la eliminación únicamente de etanol. Finalmente, se realiza una dilución del producto desalcoholizado para reducir aún más el contenido en etanol y se enfría mezclándose al mismo tiempo con los compuestos volátiles separados en la primera fase del procedimiento. De esta forma se puede obtener un producto con una tasa de alcohol inferior al 0,05%. (J.R., y otros, 2002). La capacidad de producción de estas instalaciones puede llegar hasta los 20.000 litros de cerveza sin alcohol por hora. El sistema además contiene una unidad de recuperación de aromas, donde los componentes aromáticos son recuperados y pueden ser redirigidos a la cerveza bajo presión (Koerner, 1996). Los vapores ricos en alcohol pueden concentrarse hasta un 75% ABV en una sección de rectificación y comercializarse de inmediato (Narziss et al., 1993; API Schmidt-Bretten, 2004). Sin concentrarse, el subproducto alcohólico producido tiene alrededor de 8-9% ABV. Este subproducto puede venderse para acetificación y producir vinagre (Regan, 1990). 2.1.1.3 Evaporadores de película delgada Sometidos al mismo principio que los procesos anteriores, los evaporadores de película delgada son equipos que tienen como objetivo lograr un funcionamiento a bajas temperaturas de evaporación (a vacío) y además minimizar el tiempo de residencia del producto en el evaporador. La solución es una película delgada de producto líquido 17 En la mayoría de los casos, esta película fluye por la cara interior de un tubo de vaporización vertical y está generada por un sistema de palas rotatorias que la distribuyen uniformemente por la pared interior del tubo. Esta película apenas genera presión hidrostática, además de ofrecer una mínima retención y casi ningún gradiente de temperatura ni concentración, debido al mezclado radial. Esto proporciona unas tasas de evaporación muy elevadas, permitiendo tiempos de residencia muy bajos en el evaporador incluso a bajas temperaturas. Los vapores son conducidos generalmente hacia arriba a contracorriente hasta un condensador. En la siguiente figura se representa el diagrama flujo de un evaporador de varias etapas. Figura 2-2. Evaporador de película delgada de varias etapas. (DeDietrich). Además, los costes de adquisición y operación de la evaporación de película descendente se consideran los más bajos de todos los sistemas de desalcoholización térmica (Stein, 1993; Zufall y Wackerbauer, 2000a). A menudo se emplea un diseño de múltiples etapas, de modo que los vapores ricos en alcohol que provienen del primer evaporador pueden usarse para calentar el segundo, los producidos en el segundo para calentar el tercero y así sucesivamente. Cierta desventaja de esta disposición de múltiples etapas es la necesidad de operar la primera etapa a una temperatura relativamente alta (60 °C), de modo que la temperatura del vapor en la etapa final sea suficientemente alta para la eliminación del alcohol (35–40 °C) (Hochberg, 1986). Esto provoca una pérdida de aromas importante a tener en cuenta, afectando directamente en las características sensoriales del producto final. 2.1.1.4 Evaporador Centritherm El evaporador Centritherm, otro modelo de evaporador de película es un evaporador centrífugo de efecto simple que funciona a vacío y utiliza el vapor como medio de calentamiento. La superficie de calentamiento es la parte inferior de unos conos giratorios huecos que pueden ser apilados verticalmente para aumentar la capacidad de evaporación según el modelo. El producto a concentrar entra en el evaporador a través de un tubo de alimentación, y unas boquillas de inyección (una para cada cono) distribuyen el producto sobre la superficie de calentamiento de cada cono. La fuerza centrífuga dispersa instantáneamente el producto sobre toda la superficie de calentamiento en una capa muy fina (de aproximadamente 0,1 mm). El producto pasa por la superficie de calentamiento en menos de un segundo y opera a temperaturas de 35-60º. 18 La cerveza concentrada y desalcoholizada se acumula en el borde exterior de los conos y sale del evaporador a la línea de proceso. Los vapores suben por el centro del cono hasta un condensador externo, como puede verse en la figura 2-3. Figura 2-3. Evaporador Centritherm. (Zufall and Wackerbauer,). Este sistema tiene un impacto térmico mínimo sobre el producto y un funcionamiento bastante sencillo. Como inconveniente, es sensible a la entrada de oxígeno a través de las juntas de las piezas móviles, pudiendo poner en riesgo al equipo. 2.1.1.5 Columna a vacío de conos rotatorios Éste es uno de los sistemas más eficaces en el proceso de desalcoholización de bebidas. Combina lo mejor de la destilación a vacío y el evaporador Centritherm y requiere de un equipo muy específico. El equipo contiene una serie de conos fijos unidos a la pared interior de la columna, alternados con conos móviles unidos a un eje giratorio. Esto permite al líquido descender por gravedad sobre la superficie superior del primer cono fijo a modo de película y caer sobre el primer cono giratorio, que, debido a la fuerza centrífuga, genera una película turbulenta e induce un flujo de líquido ascendente que cae por el borde al siguiente cono fijo inferior. Así hasta el fondo de la columna, como puede observarse en la figura 2-4. Los conos giratorios alcanzan las 300-500 rpm y existen aletas que favorecen la turbulencia en el líquido y vapor, que dan lugar a una transferencia de masa muy eficiente, y el equipo trabaja a vacío y temperaturas de 40-55ºC. Todo esto permite reducir el contenido de alcohol original de alrededor de 5%v/v hasta un 0,01-0,03%v/v de una sola pasada. Entre las diferentes técnicas de recuperación de aromas en la columna de conos, la más empleada divide el proceso de desalcoholización en dos etapas. La primera, a una temperatura máxima de 53,7ºC en la que se eliminan la mayoría de los ésteres y la mitad de alcoholes superiores, reduciendo la cantidad de alcohol en un 1%v/v, y un segundo paso por la columna a una temperatura máxima de 57,2ºC que consigue un contenido de alcohol en el producto de 0,17%v/v. El resultado al combinar este concentrado con la corriente extraída en la primera pasada, dan lugar a una cerveza con 0,5%v/v en alcohol y un 25-30% de los ésteres y alcoholes retenidos (Badcock et al., 1994). 19 Figura 2-4. Columna a vacío de conos rotatorios. (Zufall and Wackerbauer). 2.1.1.6 Rectificación a vacío Sigmatec Es el método más sofisticado en la actualidad, garantizando una lenta separación de alcohol basado en la rectificación a vacío, su diagrama de flujo queda representado a continuación, en la figura 2-5. Figura 2-5. Diagrama de flujo sistema Sigmatec (Celia Muñoz, 2017). 20 El proceso consta de precalentamiento y descarbonización, que permiten la recuperación de los componentes aromáticos en el producto final. A continuación, se lleva a cabo la rectificación a vacío a temperaturas de 43-48ºC, eliminando de manera selectiva el alcohol, y se alimenta desde el fondo de la columna a un evaporador. Aquí se producen vapores necesarios para la rectificación que se redirigen a la columna. Entonces, la cerveza sin alcohol se enfría en un intercambiador de placas hasta los 2ºC y se somete a carbonización si es necesario, y finalmente son llevados a la unidad de recuperación de aromas, en la que se reintroducen los componentes extraídos al principio del proceso o el producto es rociado con la cerveza original. Esta tecnología puede aplicarse a plantas de un amplio rango dimensiones que van desde los 400 l/h de producción, como es la representada en la siguiente figura (2-6), hasta los 10.000 l/h. Figura 2-6. Planta tecnología Sigmatec 10.000 l/h. (Sigmatec). 2.1.2 Métodos de separación con membranas Estos métodos están basados en la separación mediante el uso de membranas semipermeables que actúan de filtro, en este caso la separación de etanol de la cerveza. Estos procesos carecen casi por completo de impacto térmico, por lo que no afectan al sabor ni aroma del producto final; sin embargo, el coste de instalación y operación es mayor que en los procesos térmicos si se quiere obtener cervezas con un contenido en alcohol cercano a cero, siendo la viabilidad económica un factor importante a considerar. Debido a esto, a menudo son procesos empleados en la producción de cerveza con un contenido en alcohol en torno al 2%v/v. Los dos procesos que emplean este principio son: • Diálisis • Ósmosis inversa 21 2.1.2.1 Diálisis La fuerza impulsora que rige este proceso es la diferencia de concentración en alcohol entre la cerveza y el agua al otro lado de la membrana semipermeable. El etanol atraviesa la membrana intentando alcanzar el equilibrio de concentración. El mecanismo predominante en la diálisis es la difusión molecular, aunque cuando se aplican diferencias de presión transmembrana (normalmente de 10-60 kPa) para suprimir la difusión del dializado (a menudo agua) en la cerveza, puede conocerse como diafiltración y tienen lugar transferencias de masa difusivas y convectivas (Leskosek y Mitrovic, 1994; Petkovska y otros, 1997). La operación transcurre a 1-6ºC. Las membranas de diálisis están compuestas de derivados de celulosa o materiales sintéticos dispuestos a modo de fibras huecas y en su conjunto se conocen como módulos. La cerveza pasa por el interior de las fibras mientras que el dializado fluye al otro lado de la membrana en contracorriente para garantizar un alto gradiente de concentración y una difusión óptima. Para hacer funcionar un módulo de diálisis es necesario aplicar algo de presión tanto en el lado de la cerveza como en el del dializado; de lo contrario, la difusión puede verse interrumpida por la liberación de dióxido de carbono. La presión aplicada debe ser al menos igual a la presión de saturación de CO2 en la cerveza a una temperatura determinada. Para minimizar aún más la pérdida de CO2, se recomienda agregar una pequeña cantidad de dióxido de carbono al agua de diálisis. Esto también eliminará el riesgo de transferencia de oxígeno del dializado a la cerveza. También hay que prestar atención al contenido de sales inorgánicas (sodio, calcio, nitratos), que pueden concentrarse en el dializado durante la rectificación y luego pasar a la cerveza (Moonen y Niefind, 1982; Attenborough, 1988; Donhauser y otros, 1991). A pesar de la optimización de las membranas y los parámetros del proceso, no es posible la separación selectiva de etanol. Por lo que otros componentes de la cerveza como ésteres y alcoholes superiores se eliminan casi por completo durante la diálisis. El grado de desalcoholización puede regularse mediante la relación entre los caudales de cerveza y dializado. Al aumentar la proporción entre el dializado y el flujo de cerveza, la eliminación de alcohol y volátiles de la cerveza se vuelve más agresiva. Sin embargo, esta relación influye no sólo en la tasa de eliminación de alcohol de la cerveza sino también en los costos de energía para la rectificación del dializado. El diagrama del proceso se observa en la figura 2-7, a continuación: 22 Figura 2-7. Diagrama proceso de diálisis (Celia Muñoz, 2017). Además de atravesar el módulo de membranas, una vez completado el proceso de diálisis la cerveza con bajo contenido en alcohol es enfriada en un intercambiador de placas hasta alcanzar 1ºC y se lleva a un tanque de almacenamiento. Por otro lado, el alcohol retenido en la solución es extraído en una columna de rectificación y el dializado es reconducido a la unidad de diálisis. 2.1.2.2 Ósmosis inversa Igual que el método anterior, la fuerza impulsora de este proceso también será la diferencia de concentraciones a ambos lados de la membrana. El sistema busca alcanzar el equilibrio. En este caso, la cerveza fluye tangente a la superficie de la membrana y el etanol, junto con agua, permea selectivamente cuando la presión transmembrana supera la presión osmótica de la cerveza. Normalmente, las presiones de operación transmembrana van de los 2 a 8 MPa y las temperaturas son inferiores a 15ºC, utilizando bombas de presión e intercambiadores de calor de placas. Las membranas tienen una estructura asimétrica y suelen colocarse en módulos de diferentes disposiciones geométricas (planas, tubulares, en espiral…) (Luz y otros, 1986). La primera fase del proceso consiste en eliminar los permeados de la cerveza original, consiguiendo un concentrado con mayor porcentaje de alcohol y dando lugar así a un mayor flujo de soluto a través de la membrana. Durante la segunda fase, la diafiltración, el permeado eliminado es sustituido por agua desmineralizada hasta conseguir la concentración de alcohol deseada en la cerveza. Una vez completado este paso, se somete a carbonatación. 23 Figura 2-8. Diagrama ósmosis inversa (Celia Muñoz, 2017). Aunque podemos despreciar el impacto térmico, existen pérdidas de volátiles de 70-80% para alcoholes superiores y 80-90% para ésteres durante el proceso que pueden atribuirse a una selectividad imperfecta de las membranas. Por ello es muy importante la optimización de las condiciones del proceso y la selección de la membrana más apropiada. Sin embargo, el sabor se diferenciará ligeramente del producto original ya que la pérdida de aromas sólo está relacionada con compuestos de bajo peso molecular. 2.2 Métodos biológicos Estos métodos de producción de cerveza con bajo contenido en alcohol se basan en la formación limitada del mismo durante el proceso. Pueden dividirse según el equipo de producción que requieren y subdividirse según su tecnología o levadura empleada. Las tecnologías más empleadas son aquellas que no requieren de un equipo especial para llevar a cabo el proceso más allá del necesario en una planta cervecera tradicional, aunque a su vez la fermentación continua se plantea como muy prometedora. Al final, los diferentes procedimientos aplicados a escala industrial terminan siendo una combinación de estrategias entre las diferentes tecnologías disponibles en las cerveceras tradicionales. Entre los existentes, se van a considerar: • Proceso de maceración modificado. • Proceso de fermentación limitado. • Uso de levadura especial. • Fermentación continua. 2.2.1 Proceso de maceración modificado El objetivo de la maceración es degradar el almidón presente en el grano de malta en azúcares simples fermentables. El tipo de azúcares que se forman depende de la actividad enzimática presente, siendo la ꞵAmilasa la que da lugar a los azúcares fermentables (temperatura óptima 62-65ºC). También pueden producirse este tipo de azúcares a partir de la ⍺-Amilasa (temperatura óptima 72-75ºC) si se actúa sobre ellas de manera prolongada. Esta actividad enzimática queda representada a continuación, en la figura 2-9. 24 Figura 2-9. Actividad enzimática durante el macerado. (Narziss) El contenido final de azúcares fermentables en el mosto determina el nivel de alcohol en la cerveza, por lo tanto, modificando el proceso de maceración es posible perfilar los azúcares del mosto de modo que su fermentabilidad esté limitada, dando lugar a una cerveza con bajo contenido en alcohol. Existen diferentes estrategias para conseguir una menor cantidad de azúcares fermentables en el mosto, entre las que se encuentran: • Inactivación de la sacarificación de la ꞵ-Amilasa por alta temperatura de maceración (75-80ºC). Bajo estas condiciones se consigue desactivar rápidamente la ꞵ-Amilasa y aún hay suficiente ⍺- Amilasa para degradar el almidón. Mediante este proceso se consigue que sólo sea fermentable el 25% del mosto. El contenido final de etanol también se ve influenciado por la densidad del mosto original, la atenuación lograda durante la fermentación y la dilución final. Por lo general, el producto obtenido es sensorialmente muy bueno. Es cierto que el sabor a mosto está muy presente, ya que no se han degradado la mayoría de sus azúcares y el sabor es algo diferente al de la cerveza original, debido al mayor contenido en dextrinas, producidas por la enzima ⍺-Amilasa que está más presente durante el proceso. • Extracción de malta en agua fría. Consiste en extraer la máxima cantidad posible de componentes que dan sabor a la malta sin incrementar la densidad del mosto. La malta se extrae a temperaturas inferiores a las necesarias para la gelatinización del almidón y su posterior hidrólisis enzimática. El mosto obtenido contiene entonces sólo algunos azúcares fermentables, que resultan de la cebada durante el malteado. En la práctica, se podrían esperar dificultades con el clarificado, mientras que la malta restante podría usarse en una maceración normal. No hay información disponible sobre el uso actual de este método (Müller, 1990). 25 • Volver a triturar los granos sobrantes para producir un segundo extracto con muy poco azúcar fermentable. Esto puede realizarse de dos formas: a. Cocción del bagazo mediante extrusión antes de la segunda extracción. b. Hidrólisis ácida del bagazo. Con el objetivo de producir un mosto secundario con pentosas no fermentables. La principal ventaja de estos procedimientos es que se pueden producir dos cervezas con una sola dosis de grano. Como dificultades existe la formación del sabor y el color, además del aumento de los costos de inversión con relación al aparato hidrolítico (Müller, 1990; Zürcher y Gruss, 1991). • Utilización de variedades de cebada en las que exista deficiencia de la enzima ꞵ-Amilasa o que tenga propiedades termoestables diferentes. Utilizados por sí solos, los métodos que se basan únicamente en la maceración modificada rara vez tienen éxito para la producción de cervezas con bajo contenido en alcohol y deben combinarse con medidas adicionales como hervir vigorosamente el mosto (disminuyendo el nivel de aldehídos), acidificación del mosto, fermentación limitada, ajuste del color y amargor, etc. 2.2.2 Proceso de fermentación limitado Por lo general, la principal dificultad presente en este tipo de procesos reside en lograr bajo contenido en alcohol con una conversión adecuada del mosto en cerveza. Por lo que el objetivo de estos métodos es mantener bajo el contenido de alcohol eliminando la levadura antes de una atenuación excesiva (fermentación detenida) o imponiendo condiciones para un metabolismo restringido de la levadura (fermentación limitada). Estos métodos operan con equipos de producción de cerveza tradicionales, pero necesitan un control analítico preciso y rápido. La fermentación puede controlarse o detenerse enfriando el producto rápidamente o eliminando la levadura mediante filtrado o centrifugado del mosto en fermentación. La herramienta más práctica para suprimir el metabolismo de la levadura es la baja temperatura (0-1ºC). El llamado ''Proceso de contacto en frío'' (PCC) aprovecha que en estas condiciones la producción de etanol es lenta, pero otros procesos bioquímicos, como la formación de alcoholes y ésteres superiores y la reducción de carbonilos, tienen actividades moderadas. Sin embargo, en comparación con otros métodos de producción de cervezas con bajo contenido en alcohol, el PCC se caracteriza por una de las mayores producciones de volátiles y una menor capacidad de reducción de aldehídos (Perpète y Collin, 1999a). Suficientes para alterar la calidad sensorial del producto perjudicando el sabor. Es por eso que cuando se lleva a cabo fermentación detenida o controlada es necesario considerar, además de la temperatura de fermentación, la densidad del mosto, el tipo de levadura y otras intervenciones adicionales en el proceso para mejorar el sabor del producto. Las siguientes suelen ser algunas aplicaciones a considerar: • Uso de maltas caramelizadas, ya sean oscuras o pálidas (Pale Ale) que contribuyen a enmascarar el sabor a mosto con sustancias más aromáticas. • Dilución del mosto tras cocción. Dio como resultado un menor amargor, aumento de ésteres y algo más de alcohol, contribuyendo a un mejor olor y sabor con menos presencia del mosto. • Acidificación del mosto con malta ácida o ácido láctico. • Adición de ácido ascórbico (vitamina C) al mosto, mientras permanece caliente, permite eliminar el regusto amargo presente en las cervezas con bajo contenido en alcohol debido a sustancias de la malta oxidada. 32 capacidad de desmontaje permite una limpieza eficiente, lo que es esencial para evitar la contaminación y mantener los estándares de higiene necesarios para el procesamiento de alimentos y bebidas, como la cerveza. Esta característica lo convierte en una opción higiénica y segura para el proceso de desalcoholización (Minton, 2015). Finalmente, la adaptabilidad del intercambiador de placas con juntas para trabajar con líquidos con diferentes propiedades, como la mezcla de agua y etanol que caracteriza a la cerveza, es otro aspecto relevante. Su diseño garantiza un flujo eficiente y controlado de ambos fluidos, maximizando la transferencia de calor sin comprometer la calidad final del producto. Además, minimiza las pérdidas térmicas, lo que contribuye a un proceso eficiente y de alta calidad (Schönbuchner, 2014). Figura 3-3. Intercambiador de calor de placas con juntas (Alfa Laval). Figura 3-4. Intercambiador de placas soldadas (IntelService). 33 3.2.2 Bombas de impulsión Para llevar a cabo la impulsión de las distintas corrientes de producto o materia prima a lo largo de la planta se utilizan bombas centrífugas. Éstas son un tipo de bombas hidráulicas que transforman energía mecánica en energía cinética de presión a un fluido. Las bombas centrífugas aumentan la velocidad de los fluidos para que estos puedan desplazarse grandes distancias. Debido a sus características, conforman la clase de bombas hidráulicas de más aplicación dentro de la industria ya que son las más utilizadas para bombear líquidos en general y permiten movilizar grandes cantidades de agua. Hay muchos sectores industriales que necesitan utilizarlas en sus procesos mecánicos. Algunos de los sectores que más utilizan bombas centrífugas son la industria química, el sector de la automoción, la industria cosmética para el desarrollo de cremas o la industria alimentaria para la elaboración de todo tipo productos alimenticios y, en nuestro caso, cerveza. Además, cuentan con numerosas ventajas pues carecen de órganos articulados y utilizan mecanismos de acoplamiento simples, lo que contribuye a su fiabilidad y durabilidad. En términos de operación, ofrecen un gasto constante sin necesidad de dispositivos reguladores adicionales. Se adaptan fácilmente a diversas necesidades de operación, tienen un peso reducido y dimensiones compactas, son una opción eficiente en términos de espacio. Por si fuera poco, estas bombas requieren un mantenimiento mínimo y tienen bajos costos de piezas de repuesto, lo que contribuye a un costo total ajustado. La posibilidad de incorporar variadores de velocidad aumenta la eficiencia. Por otro lado, si analizamos las diferentes partes que conforman una bomba centrífuga, nos queda: • Carcasa: Parte que protege a todos los mecanismos internos que permiten el accionar de la bomba. Se fabrican de distintos materiales según su finalidad. • Entrada y Salida: conductos por donde circula el fluido. El de entrada se conoce como tubería de aspiración y el de salida como tubería de impulsión. • Impulsor o rodete: dispositivos usados para impulsar el fluido contenido en la carcasa. Están formados por una serie de álabes de diversas formas que giran dentro de una carcasa circular. El rodete va unido solidariamente al eje y es la parte móvil de la bomba. • Difusor: el difusor junto con el rodete se encuentra dentro de la carcasa o cuerpo de bomba. El difusor está formado por unos álabes fijos divergentes, que al incrementarse la sección de la carcasa la velocidad del fluido disminuye, lo que contribuye a transformar la energía cinética en energía de presión, mejorando el rendimiento de la bomba. • Eje: elemento que sostiene el impulsor para que gire sobre éste con la fuerza del motor. • Cojinetes o rodamientos: piezas que sostienen adecuadamente el eje del impulsor • Motor: componente fundamental de la bomba centrífuga que permite mover el eje y a su vez el impulsor para conseguir el movimiento del agua. Según su potencia, podrá movilizar más fluido en menos tiempo. • Panel de control: dispositivo que permite el accionamiento de la bomba. Además, según el criterio que se utilice existen diferentes formas de clasificar las bombas centrífugas. Según la dirección del flujo, las bombas centrífugas pueden ser: 34 • Radial: En este caso el flujo circula de forma paralela al eje de rotación. Son bombas muy eficientes y versátiles y son las bombas centrífugas más comunes. Representada en la figura 3-5. Figura 3-5. Bomba centrífuga de flujo radial (Pentair Pool). • Axial: En este caso el flujo circula de forma paralela al eje de rotación. Son bombas muy eficientes a la hora de elevar grandes caudales a poca altura. • Mixto: Combina las bombas axiales con las bombas radiales. También podemos hacer una clasificación según la posición del eje de rotación: • Horizontales: El eje de rotación se encuentra en posición horizontal. Representado en la figura 36. Figura 3-6. Bomba centrífuga eje horizontal (Majerci Sac). 35 • Verticales: El eje de rotación se encuentra en posición vertical. Representado en la figura 3-7. Figura 3-7. Bomba centrífuga eje vertical (Seguas). • Inclinados: El eje de rotación está inclinado. 3.2.3 Evaporador Flash Un evaporador flash es un dispositivo utilizado para la evaporación instantánea de un líquido al reducir abruptamente la presión. Este proceso provoca la vaporización rápida de una fracción del líquido, mientras que el resto permanece en estado líquido. En este caso, la cerveza ya sin alcohol se alimenta desde el fondo de la columna de destilación a un evaporador. En el evaporador, se producen vapores que son necesarios para el proceso de rectificación y que se redirigen a la columna 3.2.3 Columna de destilación Sobre este equipo recae la operación principal y de mayor importancia de la planta. La columna de destilación se encarga de realizar el proceso de desalcoholización de la cerveza original, separando el etanol de la misma. La destilación es la operación de separación de mezclas líquidas más empleada en la industria química, aunque también se emplea para separar mezclas gaseosas. Se conoce como destilación simple cuando una alimentación, generalmente líquida, constituida por varios componentes mezclados se separa en dos corrientes, una de ellas más rica en los componentes volátiles y otra más rica en los componentes más pesados. Para llevar a cabo la separación por destilación, es preciso generar una fase vapor que intercambie componentes con la fase líquida. Esto implica un gran aporte térmico y determina que la destilación sea una operación intensiva en energía. Es una operación de separación de transferencia de masa basada en el equilibrio líquido-vapor. Durante la operación, los componentes más volátiles tienden a concentrarse en la fase vapor y los más pesados en la fase líquida. Además, cuando mayor sea la diferencia entre las presiones de vapor, más sencilla será la separación. La fuerza impulsora de la operación será el grado de alejamiento con respecto al equilibrio. 36 En este caso, la operación que se lleva a cabo es una destilación multietapa y tiene lugar en una columna de platos o de relleno. La alimentación se separa en una corriente de cabeza o destilado y una corriente de cola, produciéndose una cascada de etapas en contracorriente con vapor ascendiendo y líquido descendiendo. Junto a la columna, son necesarios también un hervidor y un condensador. Estos equipos son intercambiadores de calor e imprescindibles para operar la columna. Existen varios tipos a tener en cuenta. Por un lado, el condensador convierte en líquido la corriente de vapor que sale por la parte superior de la columna. Parte de esta corriente líquida será recirculada y el resto se extrae como producto. Además, a través de este equipo se define la presión de operación de la columna. En función de las diferentes necesidades, este condensador puede ser total, parcial o parcial mixto y sus distintas configuraciones pueden observarse en la figura 3-8. En este caso se emplea un condensador total debido a las especificaciones de nuestro producto y el proceso. En un condensador total, la corriente se somete completamente a un cambio de fase. Entra como vapor saturado y sale como líquido saturado de igual composición. Suele emplearse cuando las presiones de operación son inferiores a 15 atmósferas. Figura 3-8. Tipos de condensador (Apuntes, 2023). Por otro lado, el hervidor o reboiler se encarga de aportar la energía necesaria para separar los componentes de la mezcla y crear una fase vapor a partir del líquido que llega al fondo de la columna. A partir de éste se genera el gradiente de temperaturas que da lugar a las distintas etapas de equilibrio y composiciones. Existen varios tipos de hervidores como pueden ser el tipo Kettle, representado en la figura 3-9, tipo termosifón de circulación natural horizontal o vertical, de circulación forzada, etc. En este caso se descartan los de termosifón ya que no son recomendables para operar a vacío o con líquidos de alta viscosidad y se opta por un reboiler tipo Kettle. Al ser un hervidor parcial se considera como una etapa más de equilibrio y se caracteriza por ser un intercambiador de carcasa y tubo ampliamente utilizado en la industria. Aunque también se puede usar un hervidor de circulación natural para casos de destilación a vacío, se opta por el tipo Kettle ya que garantiza unas condiciones de operación más estables en la columna y se considera una cualidad fundamental de cara a la conservación de las propiedades organolépticas del producto, evitando la degradación térmica del mismo en la mayor medida posible. Para este tipo de hervidores hay que tener muy presente el control del nivel de líquido en su interior, ya que para su correcto funcionamiento los tubos deben estar completamente sumergidos. Cualquier bajada de nivel que los 37 deje al descubierto tiene como consecuencia una reducción de la transferencia de calor, así como un sobrecalentamiento de los tubos. Figura 3-9. Hervidor tipo Kettle (Apuntes, 2023). 38 4 COLUMNA DE RECTIFICACIÓN En este apartado se abordarán los aspectos fundamentales relacionados con la columna de rectificación a vacío, el equipo principal de la planta de desalcoholización. Se analizarán los factores clave para establecer la presión de operación, recurriendo a estudios del comportamiento del equilibrio líquido-vapor mediante simulaciones en el software Aspen Plus. Posteriormente, se procederá al diseño de la columna, en el cual se resolverán los balances de materia y energía y se empleará el método de McCabe-Thiele para determinar el número de etapas teóricas necesarias. Además, se llevarán a cabo simulaciones en Aspen Plus, empleando tanto el método DSTWU, que permite realizar un diseño preliminar basado en las ecuaciones de Fenske-Underwood-Gilliland, como el método RadFrac, que permite una modelización más avanzada para optimizar la operación de la columna. Este análisis garantizará un diseño eficiente de la columna de rectificación bajo condiciones de vacío, asegurando el cumplimiento de los requisitos de proceso y la optimización energética. 4.1 Definición de la presión de operación Para comenzar con el diseño de la torre de destilación es primordial establecer la presión de operación de la misma. Para ello se estudia el comportamiento del equilibrio L-V para distintas presiones mediante diagramas T-xy de la mezcla etanol/agua. De esta manera, se comparan los distintos rangos de temperatura de trabajo durante la destilación para las diferentes presiones y permite seleccionar las condiciones óptimas de operación con la menor degradación térmica posible. Además, este rango de temperaturas se verá ajustado también por la temperatura de la corriente alimentación a la torre, que se precalienta hasta los 42ºC, para que pueda introducirse en la columna sin que sufra saltos de temperatura sustanciales. Para la construcción de los diagramas se realizan simulaciones con el programa Aspen Plus. 39 La selección del método termodinámico adecuado se realiza siguiendo las pautas del diagrama a continuación. Figura 4-1. Guía para la selección del método termodinámico en Aspen Plus (Carlson, 1996). El sistema se caracteriza por contener elementos polares, no electrolitos, tener una presión menor a 10 bar y ser una mezcla líquido-líquido en un principio, por lo que el método termodinámico seleccionado es el NRTL. A continuación, se muestran varios diagramas T-xy de la mezcla a distintas presiones. El primer diagrama (Figura 4-2) corresponde al comportamiento del equilibrio L-V de la mezcla a presión atmosférica y desde donde parte el problema original de rango de temperaturas de operación. Se puede ver claramente como se alcanzan los 100 ºC en el equilibrio mientras que el objetivo es que el proceso no sobrepase los 48 ºC. Se buscan presiones de operación en condiciones de vacío para alcanzar el rango de temperaturas deseado. Seguidamente se observan otros diagramas de equilibrio a otras presiones que se han considerado de interés. En los casos que representan el equilibrio a 0,75, 0,5 y 0,25 bar (Figuras 4-3, 4-4 y 4-5 respectivamente) el problema sigue siendo el mismo que a presión atmosférica. Aunque el rango abarca temperaturas menores, aun no son lo suficientemente bajas como para que las represalias térmicas se consideren aceptables. 40 Figura 4-2. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 1 bar. 41 Figura 4-3. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,75 bar. Figura 4-4. Diagrama T-xy de la mezcla agua y etanol a 0,5 bar. 48 Siendo 𝐻𝑉,𝐻𝐿,𝐻𝐿 los valores de las entalpías del vapor saturado, del líquido saturado y de la alimentación respectivamente. En este caso, la alimentación se introduce como líquido saturado, por lo que habrá que aportar justo el calor de vaporización, siendo 𝑞 =1. Este enfoque es habitual, ya que estabiliza el comportamiento de la torre, optimiza el balance energético y facilita una operación más eficiente y controlada. La etapa óptima de alimentación es la que determine el menor número de etapas y suele ser aquella que coincide (o más se aproxime) a la composición en ese plato. En el diagrama x-y, la recta de alimentación abarca todas las posibles intersecciones entre las rectas de operación y de agotamiento, y queda definida por la siguiente ecuación: 𝑦= 𝑞 1−𝑞∗𝑥𝐴+𝑥𝐴𝐹 1−𝑞 Esta recta cuenta con pendiente negativa, en nuestro caso vertical (líquido saturado con q=1) y corta la diagonal del diagrama en 𝑥𝐴=𝑥𝐴𝐹. 4.2.4. Cálculo de número de etapas: Método gráfico En este apartado se representan la ROE, ROA y recta de alimentación en un diagrama de equilibrio x-y de etanol/agua a presión constante y así realizar el cálculo del número de etapas necesarias para alcanzar la separación. La recta q de alimentación queda definida por: • El punto (𝑧𝑓,𝑧𝑓)=(0.0207,0.0207). • El punto (𝑧𝑓 𝑞, 0)=(0.0207,0). A continuación, se representa la ROE mediante: • El punto (𝑥𝐷,𝑥𝐷)=(0.262 ,0.262). • El punto (0, 1 𝑅+1∗𝑥𝐷)=(0,0.147). Donde R se calcula a partir de Rmin, el reflujo para una situación de número de número de etapas infinito. Por debajo de esta relación de reflujo no es posible realizar la separación requerida. Por lo tanto, 1 𝑅+1 ∗𝑥𝐷 alcanza su valor más elevado para R = Rmin. Gráficamente, el punto (0, 1 𝑅𝑚𝑖𝑛+1∗𝑥𝐷) se halla mediante la intersección de la ROE con la recta de alimentación q y la curva de equilibrio. Siendo 1 𝑅𝑚𝑖𝑛+1 ∗𝑥𝐷=0,159 y en consecuencia Rmin = 0,648 Finalmente, se aplica un factor de seguridad y se multiplica el reflujo mínimo por 1,2 dando lugar a un reflujo de R = 0,78. 49 Figura 4-8. Cálculo de reflujo mínimo por método gráfico. Llegado a este punto, se representa la ROA a través de: • El punto (𝑥𝐵,𝑥𝐵)=(0.0015,0.0015). • El punto de intersección entre la ROE y la recta q. 50 Por último, se calcula gráficamente (figura 4-9) el número de etapas de equilibrio. El resultado es 𝑁 =8. Figura 4-9. Número de etapas teóricas por McCabe-Thiele (Normal y ampliado). 51 4.3. Simulaciones con Aspen Plus Entre los distintos métodos que incluye Aspen Plus, los modelos DSTWU y Radfrac son los más comúnmente usados para el diseño de columnas de destilación simple y son los que se aplican a continuación. En primer lugar, el modelo DSTWU se utiliza para tener un conocimiento algo más general y comprobar ciertos aspectos del diseño de la columna como pueden ser el número de etapas o la relación de reflujo mínimo. En cambio, el modelo Radfrac proporciona una simulación más completa y rigurosa del diseño de la columna, pudiendo así comprobar cómo se comporta la columna en cada una de las etapas o el intercambio de calor que se produce tanto en el condensador como en el hervidor. Al igual que las anteriores simulaciones utilizadas para representar los diagramas de equilibrio del agua y etanol, el método termodinámico utilizado es el NRTL. 4.3.1. Modelo DSTWU Este método de diseño de columnas simples de destilación está basado en el método Winn-UnderwoodGilliland, uno de los métodos cortos más ampliamente empleados en el diseño preliminar de columnas de destilación. Este considera flujos molares de líquido y vapor, así como vaporización y volatilidades constantes, además etapas de equilibrio adiabáticas. Cabe mencionar, que este método no suele ser recomendable para mezclas azeotrópicas o si las volatilidades relativas varían mucho en la torre, como es el caso de mezclas muy no ideales, por lo que es posible que algunas estimaciones sean un tanto pobres o se distancien de los cálculos previamente realizados en el prediseño; sin embargo, la operación transcurre en unas condiciones lejanas al comportamiento no ideal, por lo que la comparación entre los métodos de simulación es interesante. Se comienza introduciendo los siguientes valores de la corriente de alimentación. Tabla 4-2. Especificaciones de la corriente de alimentación en Aspen. Flujo molar total (mol/s) 33,17 Flujo molar etanol 0,0207 Flujo molar agua 0,9793 Temperatura (ºC) 42 Presión (bar) 1 A continuación, se introduce la presión de operación en la columna y se especifica que la torre se diseñe con una relación de reflujo de 1,2 veces la relación de reflujo mínima. Además, es necesario introducir la recuperación del clave ligero y del clave pesado con respecto al destilado en tanto por uno, es decir: 𝑅𝑒𝑐𝑢𝑝𝑒𝑟𝑎𝑐𝑖ó𝑛 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑙𝑖𝑔𝑒𝑟𝑜= 𝑚𝑜𝑙𝑒𝑠 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑙𝑖𝑔𝑒𝑟𝑜 𝑒𝑛 𝑑𝑒𝑠𝑡𝑖𝑙𝑎𝑑𝑜 𝑚𝑜𝑙𝑒𝑠 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑙𝑖𝑔𝑒𝑟𝑜 𝑒𝑛 𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑐𝑖ó𝑛=2,43∗0,262 33,17∗0,0207=0,9272 52 𝑅𝑒𝑐𝑢𝑝𝑒𝑟𝑎𝑐𝑖ó𝑛 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑝𝑒𝑠𝑎𝑑𝑜 = 𝑚𝑜𝑙𝑒𝑠 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑝𝑒𝑠𝑎𝑑𝑜 𝑒𝑛 𝑑𝑒𝑠𝑡𝑖𝑙𝑎𝑑𝑜 𝑚𝑜𝑙𝑒𝑠 𝑐𝑙𝑎𝑣𝑒 𝑝𝑒𝑠𝑎𝑑𝑜 𝑒𝑛 𝑎𝑙𝑖𝑚𝑒𝑛𝑡𝑎𝑐𝑖ó𝑛= 2,43∗(1−0,262) 33,17∗(1−0,0207) =0,05520 Quedando así el diagrama de la columna y siendo las corrientes S1, S2 Y S3 las de alimentación, destilado y fondo respectivamente. Figura 4-10. Diagrama DSTWU. Dando lugar a los siguientes resultados. Tabla 4-3. Resultados de simulación por el método DSTWU. Ratio de reflujo mínimo 1,27 Ratio de reflujo real 1,49 Etapas mínimas 2,38 Etapas reales 5,76 Plato de alimentación. 4,24 Tª destilado (ºC) 32,39 Tª fondo (ºC) 35,46 Por lo que según la simulación la columna debería tener un total de N = 6 etapas de equilibrio. También existe la posibilidad de imponer el número de etapas en la columna para su simulación. En este caso el número de etapas queda establecido en la configuración de la columna y proporciona el ratio de reflujo en su lugar. Sin embargo, con el objetivo sacar un mayor partido a la simulación, se estudia el ratio de reflujo dependiendo del número de etapas teóricas que tenga la columna, respetando las composiciones de las corrientes. Los resultados, proporcionados por Aspen, se reflejan a continuación. 53 Tabla 4-4. Ratio de reflujo frente a etapas teóricas proporcionado por Aspen. Etapas de equilibrio Ratio de reflujo 3 5,37 4 2,34 5 1,73 6 1,47 7 1,40 8 1,37 9 1,35 10 1,33 11 1,32 De este modo puede verse como cambia el reflujo a medida que se incluyen más etapas. Por ejemplo, para el caso de N = 8, como es el del prediseño, el reflujo es considerablemente mayor al estimado. De igual forma, para N = 6 etapas el reflujo es aún mayor, pues el reflujo adquiere un carácter inversamente proporcional al número de etapas. Es importante tener en cuenta que la elección de una buena relación de reflujo en la columna repercute directamente en el coste capital del equipo, que depende en gran medida del número y diámetro de los platos y los costes de funcionamiento, determinados por las necesidades de vapor y agua de refrigeración, de manera que el caudal de vapor necesario por mol de producto es directamente proporcional a (R + 1). Por lo que éste será mínimo cuando R sea igual a Rmin. Además, otro aspecto relevante a la hora de aumentar la relación de reflujo es que disminuye el caudal de destilado, lo cual tiene consecuencias económicas, aunque no es el objetivo principal, ya que disminuye la cantidad de producto recuperable y por lo tanto la rentabilidad del proceso. Una relación de reflujo excesivamente alta implica un mayor consumo energético y por ende un mayor coste operativo. Gilliland, deduce una relación empírica entre la relación de reflujo (R) y el número de etapas (n), en la que sólo se requieren la relación de reflujo mínima (Rmin) y el número de etapas a reflujo total (nmin), representada a continuación. 54 Figura 4-11. Relación entre R y n (Towler y Sinnott, 2007). Por otro lado, el aumento de la relación de reflujo frente al reflujo mínimo da lugar en principio a una pequeña reducción del número de platos necesarios en la columna; sin embargo, el coste aumenta para valores muy elevados de R, pues el diámetro aumenta constantemente ya que la carga de vapor es mayor. El condensador y hervidor también serán mayores y por lo tanto más caros. En el diagrama a continuación se representan la curva A, que muestra los costes de vapor, la curva B, que muestra los costes fijos, y la curva C, que representa los costes totales, con un valor mínimo correspondiente a la relación de reflujo más económica. A pesar de que no existe una relación sencilla entre Rmin y el valor óptimo, los valores prácticos de R suelen ser de 1,1 a 1,5 veces el mínimo, aunque se emplean valores mucho mayores, especialmente en destilaciones a vacío. Figura 4-12. Coste vapor (A), costes fijos (B) y costes totales (C) (Towler y Sinnott, 2007). 55 Además, los resultados del balance de materia en la columna se muestran a continuación, junto a los estimados previamente para facilitar la comparación. Tabla 4-5. Comparativa balances de materia. Alimentación Destilado Fondo McCabe-Thiele N = 8 Aspen Plus N = 6 McCabe-Thiele N = 8 Aspen Plus N = 6 McCabe-Thiele N = 8 Aspen Plus N = 6 Caudal (mol/s) 33,17 33,17 2,43 2,42 30,74 30,74 Fracción molar etanol 0,020 0,020 0,26 0,26 0,0015 0,0016 Nótese que el balance de materia coincide por completo con el calculado con McCabe-Thiele, una vez superadas las etapas que Aspen ha considerado mínimas para que se cumplan las especificaciones de pureza en las corrientes; sin embargo, es cierto que en otros valores de diseño de la columna existen amplias diferencias con las estimadas en el prediseño. Teniendo en cuenta que el modelo DSTWU se queda algo corto de cara a diseñar una columna completa, una vez que tenemos el diseño inicial, lo comprobamos simulando la torre de manera rigurosa con el modelo Radfrac. 4.3.2. Modelo RADFRAC El modelo Radfrac parte de un prediseño y se basa en los resultados obtenidos en el modelo DSTWU para establecer unos resultados de diseño más completos y rigurosos. En este caso, las variables introducidas en las corrientes de alimentación son las mismas que las del modelo anterior; sin embargo, ahora es posible especificar hasta cuatro corrientes: una asociada a la alimentación, otra al hervidor (fondo) y dos asociadas al condensador. Los puertos de alimentación y fondo son obligatorios y dependiendo del tipo de condensador se debe usar solo uno o los dos restantes. En este caso (condensador total), se utiliza únicamente el puerto inferior asociado al condensador para el destilado, resultando tal y como se refleja en el esquema a continuación. 56 Figura 4-13. Diagrama RADFRAC. Por otro lado, las opciones para especificar variables son mucho más amplias que en el modelo anterior, pudiendo entre ellas manipular detalles de la configuración, corrientes y presión. Dentro de la configuración se introducen los siguientes datos: • Calculation type: Existe la opción de Equilibrium y Rate-Based. Selecciona la primera, utilizada para simular etapas de equilibrio, frente a la segunda, que se usa para simular en base a coeficientes de transferencia. • Number of stages: Número de etapas de equilibrio, incluyendo condensador y hervidor. Una característica fundamental a tener en cuenta al configurar este modelo es que las etapas se enumeran a partir del 1 empezando por el condensador. Como en nuestro caso el condensador es total, habría que especificar una etapa más que las obtenidas en el DSTWU. Siguiendo los cálculos del número óptimo de etapas estimado en el modelo anterior, se especifica un total de 6 + 1 = 7 etapas. • Condenser: Condensador total. • Reboiler: Tipo Kettle (se comporta como una etapa de equilibrio). • Valid Phases: Tipo de equilibrio considerado en la torre. En nuestro caso Liquido – Vapor. • Convergence: Estándar. • Operating Specifications: Deben introducirse dos variables de operación entre las distintas posibles. En este caso se consideran la relación de reflujo obtenida en DSTWU y el caudal de uno de los productos. Concretamente, se escoge el caudal de destilado frente al de colas, ya que éste es menor y mejora la convergencia. La relación de reflujo obtenida en DSTWU es 1,47 pero se introduce un valor redondeado de 1,5 ya que el método DSTWU tiende a subestimar la relación de reflujo mínima. • Supone presión constante en toda la columna, no hay pérdida de carga. Además, también es necesario establecer el plato de alimentación teniendo en cuenta la configuración de la columna en la simulación y definir que será introducida “On stage”, como es frecuente cuando ésta es líquida, para evitar el cálculo de la evaporación flash. Por lo que la alimentación entra en la etapa 5+1 = 6. 57 Como era de esperar, el balance de materia resultante reflejado a continuación coincide con el calculado en el prediseño y la simulación anterior. Tabla 4-6. Balance de materia simulación RADFRAC. Alimentación Destilado Fondo Caudal (mol/s) 33,17 2,42 30,74 Fracción molar etanol 0,020 0,26 0,0015 Fracción molar agua 0,97 0,73 0,99 Caudal (kg/h) 2220,58 221,87 1998,71 Mediante el uso de la siguiente ecuación se calcula el rendimiento de la operación para los distintos casos haciendo uso del balance de materia: 𝜂 = 𝑥𝐷∗𝐷 𝑧𝑓∗𝑓 ∗100 Dando lugar a los siguientes resultados: Tabla 4-7. Comparativa rendimiento de operación. McCabe – Thiele DSTWU RadFrac Rendimiento (%) 92,72 92,68 92,69 Se puede observar cómo el error relativo es prácticamente nulo. Además del balance de materia, la simulación proporciona otros datos relevantes. Realizando un análisis general, se comprueba que el balance de masa se cierra correctamente, siendo el caudal de alimentación la suma de las corrientes de cabeza y fondo. La corriente de cabeza tiene una fracción molar de etanol de 23,70%, significativamente mayor que la fracción molar en la alimentación (2,07%), lo que indica que la columna está concentrando el alcohol en la corriente de cabeza. Por lo general, el hecho de que haya una cantidad considerable de agua sugiere que el proceso podría necesitar optimización para maximizar la pureza del destilado; sin embargo, este valor se encuentra dentro de los típicos en la industria, ya que el subproducto que se obtiene de cabeza se destina a la producción de vinagres. Por otro lado, la corriente de fondo tiene una fracción molar de 0,36%, lo que cumple con el objetivo de desalcoholización para las especificaciones del producto. 64 La región de operación está delimitada por áreas donde ocurren fenómenos indeseables. La formación de conos ocurre a ratios bajos de líquido, donde el vapor empuja el líquido hacia atrás desde las ranuras y pasa como una corriente continua. Las bajas tasas de vapor resultan en un flujo de vapor pulsante o dumping. Por el contrario, para rangos altos de líquido algunas ranuras expulsan líquido en lugar de pasar vapor. A partir de cierto punto, la caída de presión a través de la placa es igual a la altura del líquido en el bajante, por lo que se comienza a inundar la bandeja. Para ratios elevados de vapor, se produce un arrastre excesivo de líquido en las burbujas hacia el plato superior. Todos estos factores, además del diseño de la bandeja y los bajantes, afectan al rendimiento de la columna. 4.4.2 Columna de relleno En esta ocasión, el interior del equipo queda ocupado por un relleno. Éste puede ser de diversas formas como anillos, sillas de montar u otras configuraciones especialmente diseñadas para tener gran área superficial y así facilitar la transferencia. En las columnas de relleno, el líquido fluye constantemente hacia abajo y el vapor constantemente hacia arriba, constituyendo así un sistema en contracorriente y continuo, a diferencia de las columnas de platos en las que el proceso de enriquecimiento es escalonado. Por otro lado, no son adecuadas para la operación de líquidos sucios, con partículas en suspensión o de viscosidad alta Hay muchos factores a tener en cuenta a la hora de diseñar y/o seleccionar el relleno de una columna. En el caso de las destilaciones a vacío, las consideraciones de caídas de presión pueden ser de suma importancia. Además, es posible que aparezcan problemas asociados al humedecimiento del relleno debido a las bajas cargas de líquido, por lo que, en la práctica, es común aumentar la altura de relleno calculada alrededor de un 40% para compensar los problemas de mala distribución de líquido y humedecimiento. También hay que considerar un tamaño mínimo de relleno, de manera que el diámetro medio del vacío entre ellos sea menor que el tamaño medio de las gotas. Este diámetro se determina mediante la ecuación: 𝑑𝑐𝑟𝑖𝑡 =2,42(𝜎 ∆𝜌𝑔)0,5 Donde: • 𝜎 es la tensión superficial [𝑁/𝑚]. • ∆𝜌 es la diferencia de densidad entre las fases [𝑘𝑔/𝑚3]. • 𝑔 es la aceleración debida a la gravedad [𝑚/𝑠2]. El cálculo del diámetro se realiza a partir del tipo de relleno empleado en la torre, por lo que es importante conocer los que existen: • Aleatorios: consisten en piezas de formas características que se introducen en la columna de manera aleatoria. Actualmente son los más usados. 65 • Estructurados: se caracterizan por garantizar una baja pérdida de carga por lo que comúnmente se emplean en operaciones a vacío. Además, tienen una alta eficiencia; sin embargo, también son los más caros. • De parrilla o red: su uso queda limitado a operaciones en las que existe transferencia de calor y/o en operaciones en las que se requiere alta resistencia a incrustaciones. Además, en las columnas de relleno se introduce el concepto de altura equivalente a un plato teórico (HETP). Como todas las secciones del relleno son físicamente iguales, se asume que una etapa de equilibrio corresponde a una altura determinada de relleno. Por lo que la altura de relleno necesaria para cualquier separación se obtiene multiplicando el HETP por el número de etapas ideales. Éste es un método simple de representación que se ha usado ampliamente como método de diseño; sin embargo, no se ha desarrollado mucho en la teoría. Curiosamente, para un tipo concreto de relleno, el ratio de HETP frente a la caída de presión es bastante constante, por lo que las ventajas que se pudiesen obtener reduciendo el tamaño del relleno se compensan con una mayor caída de presión. A continuación, se puede ver cómo el HETP presenta valores relativamente constantes frente a un amplio rango de flujos de vapor para rellenos típicos. Figura 4-18. HETP para un rango de flujos de vapor en distintos rellenos (Barchha, 2023). Cabe mencionar que el material del relleno también es un factor a determinar en la operación. Entre los diferentes materiales de fabricación destacan el metal, la cerámica y el plástico. 4.4.3 Comparativa Finalmente, se decide emplear una columna de relleno metálico para la operación de destilación a vacío. Tal y como se ha expuesto, las torres de relleno son frecuentemente usadas para operaciones en condiciones de vacío y presentan ventajas operacionales tales como la baja pérdida de carga o la menor degradación del producto debido a un menor tiempo de residencia en el equipo. Además, el relleno metálico suele ser la opción más 66 empleada cuando se trabaja con sustancias no corrosivas, como es el caso, ofreciendo mayor capacidad y eficiencia, así como mayor variedad de geometrías y resistencia. También se tiene en cuenta el mejor aprovechamiento del espacio al ser necesario por lo general un menor diámetro de torre. 4.5 Dimensionado de la columna Teniendo en cuenta lo descrito anteriormente, se introducen las distintas variables en Aspen. También se han simulado otro tipo de rellenos, e incluso platos, para así poder comparar los resultados con distintas configuraciones y verificar lo establecido en apartados anteriores. Tabla 4-9. Comparativa dimensionado de la columna. Configuración Tipo Material Dimensión Diámetro de la columna (m) Relleno RASCHIG CROSSFLGRD Estructurado Metálico 25 mm 0,243 Relleno KOCH FLEXERAMIC Estructurado Cerámico 88 mm 0,419 Relleno PALL RINGS Aleatorio Metálico 90 mm 0,410 Relleno MTL INTALOX Aleatorio Cerámico 75 mm 0,437 Platos BUBBLE CAP - - - 0,544 Teniendo en cuenta las diferentes configuraciones, se selecciona el relleno RASCHIG CROSSFLGRD ya que es el que permite el menor diámetro de columna, dando lugar a un menor espacio requerido y menor coste de fabricación. Además, el material metálico ofrece alta resistencia térmica y mecánica, ideal para procesos a vacío como es el caso. Hay que tener en cuenta que se ha seleccionado la opción óptima de tamaño (o separación entre platos en el último caso: 0,8 m) para cada una de las configuraciones, de manera que el diámetro de la columna es el menor posible en todo momento. Además, para todos los casos el HETP es de 0,5 m. En consecuencia, el relleno seleccionado y sus características son las siguientes: • Tipo de relleno: Estructurado (RASCHIG CROSSFLGRD). • Material del relleno: Metálico. • Dimensión del relleno: 25 mm. 67 • Diámetro de la columna: 0,243 m. Por lo que los resultados apuntan a que hemos seleccionado correctamente los distintos parámetros que conforman el equipo, quedando finalmente una columna de 0,243 metros de diámetro aproximadamente. Para finalizar, se realiza el prediseño de los distintos equipos auxiliares que componen el resto de la planta. 68 5 EQUIPOS AUXILIARES Y HOJAS DE EQUIPOS En este apartado se realiza el dimensionamiento de los distintos equipos auxiliares que contribuyen al desarrollo del proceso, como son las bombas, tanques de almacenamiento o intercambiadores de calor, seguido en cada uno de los casos por su correspondiente hoja de especificaciones. Estas hojas describen las características del equipo real, seleccionado de un catálogo comercial. 5.1. Bomba Tal y como se ha descrito en puntos anteriores, es necesaria una bomba centrífuga para llevar a cabo la operación. Para abordar su diseño básico se tiene en cuenta factores como el caudal, altura manométrica, NPSH requerido y NPSH disponible, entre otros factores, para asegurar que la bomba cumple con las especificaciones requeridas. La altura manométrica total (H) se calcula mediante la suma de las diferentes pérdidas de carga en tuberías y accesorios, así como la diferencia de altura entre el nivel de succión y descarga. En este caso, se supone una altura manométrica de 15 metros de columna de agua (mca). Para manejar un caudal de 2250 L/h con esta altura manométrica una bomba centrífuga de una etapa es generalmente adecuada, especialmente si se trata de un fluido de baja viscosidad como la cerveza. La potencia del motor de la bomba se puede calcular usando la siguiente fórmula: 𝑃𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎 = 𝜌∗𝑔∗𝑄∗𝐻 η𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎 ∗1000=0,131 𝑘𝑊 Donde: • ρ = Densidad del fluido (kg/m³) (para la cerveza, asumimos ~1000 kg/m³). • 𝑔 = Aceleración de la gravedad (9.81 m/s²). • 𝑄 = Caudal volumétrico (m³/s). • 𝐻 = Altura manométrica total (m). • 𝜂bomba = Eficiencia de la bomba (suponemos un valor típico de 70%). Ahora considerando una eficiencia del motor del 90%, calculamos la potencia del eje: 𝑃𝑒𝑗𝑒 = 𝑃𝑏𝑜𝑚𝑏𝑎 η𝑚𝑜𝑡𝑜𝑟 =0,146 𝑘𝑊 Para mayor seguridad y considerando márgenes de diseño, seleccionamos un motor con potencia nominal superior al valor calculado, típicamente de 0,25 kW. Su hoja de especificaciones se muestra a continuación. 69 BOMBA Especificación Descripción Tipo de bomba Bomba centrífuga de una etapa Modelo seleccionado KSB Multieco 33 Caudal requerido 2250 L/h (0.625 L/s) Altura Manométrica Total (H) 15 m Densidad del fluido 1000 kg/m³ (agua o cerveza) Potencia de la bomba (Pbomba) 0,131 kW Eficiencia de la bomba (ηbomba) 70% Potencia del Motor 0,25 kW Material Acero inoxidable Voltaje de operación 230 V/50 Hz Temperatura máxima del fluido 50 ºC Conexiones Entrada G 1 (DN25) Peso de la bomba 11,3 kg Tipo de instalación Fija Presión máxima 10 bar NPSH requerido 2 m 70 5.2. Tanques de almacenamiento Para dimensionar un tanque de almacenamiento para un flujo de alimentación de 2250 l/h, hay varios factores a considerar, incluyendo el tiempo de retención, el tipo de proceso, naturaleza del fluido, y posibles fluctuaciones en la entrada y salida del tanque. Se comienza calculando el volumen requerido: 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑛 (𝑙)= 𝐶𝑎𝑢𝑑𝑎𝑙 (𝑙 ℎ) ∗ 𝑡𝑅 (ℎ) Donde: • Caudal = 2250 (l/h) de alimentación • 𝑡𝑅 = Tiempo de retención = 6 h. El tiempo de retención depende del propósito del tanque. Los valores típicos oscilan entre 4 y 8 horas para tanques intermedios, como es el caso, aunque puede variar según las necesidades específicas. Se asume entonces un tiempo de retención de 6 horas. A este volumen se le aplica un factor de seguridad del 20%, por lo que finalmente queda: 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑛 (𝑙)= 2250∗6∗1,2=16200 𝑙 =16,2 𝑚3 Análogamente se calculan las dimensiones necesarias para los tanques relacionados con el producto y subproducto, con caudales de 250 y 2000 (l/h) respectivamente: 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑛2 (𝑙)= 250∗6∗1,2=1800 𝑙 =1,8 𝑚3 𝑉𝑜𝑙𝑢𝑚𝑒𝑛3 (𝑙)= 2000∗6∗1,2=14400 𝑙 =14,4 𝑚3 Su hoja de especificaciones se muestra a continuación. 71 TANQUE DE ALMACENAMIENTO Especificación Descripción Tipo de tanque Cilíndrico vertical Capacidad nominal 16,2 m³ (16,200 litros) Aplicación Almacenamiento de líquido en procesos de alimentación continua Material Acero inoxidable Dimensiones 2,2 m de diámetro y 4,2 m de altura Diseño del fondo Fondo cónico Presión de operación Presión atmosférica Conexiones Entrada y salida de 2 pulgadas roscadas tipo BSP Temperatura de operación De 0 ºC a 80 ºC Accesorios Válvula de ventilación, indicador de nivel, boca de acceso para mantenimiento Certificación Fabricado según normas ASME para equipos a presión Proveedor Gpi Tanks Factor de seguridad 20% Tiempo de retención 6 horas 72 5.3. Intercambiador de calor Para dimensionar el intercambiador de calor de placas necesario para calentar el caudal de cerveza de 2250 L/h desde su temperatura de almacenamiento hasta 42ºC, se siguen varios pasos que incluyen determinar la carga térmica, el fluido de calentamiento, y estimar el área de intercambio térmico. Partiendo de los siguientes datos: • Caudal cerveza = 2250 l/h de mezcla de etanol (6,4% en volumen) y agua. • Temperatura inicial de la cerveza (almacenamiento): 𝑇𝑖𝑛≈20 ºC. • Temperatura final de la cerveza: 𝑇𝑜𝑢𝑡 =42 ºC. • Caudal agua = 3000 l/h (supuesto). • Temperatura inicial del fluido secundario (agua): 𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑖𝑛=60 ºC (supuesto). • Densidad del agua: ρ = 1000 kg/m3. • Densidad del etanol: ρ = 789 kg/m3. • Capacidad calorífica específica del agua: Cp = 4,18 kJ/kg ºC. • Capacidad calorífica específica del etanol: Cp = 2,44 kJ/kg ºC. Se comienza calculando las propiedades físicas de la mezcla y el flujo másico de la misma. 𝐷𝑒𝑛𝑠𝑖𝑑𝑎𝑑 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎 ρ=(0,936∗1000 g l)+(0,064∗789 𝑔 𝑙)=986,5 𝑔 𝑙 𝐶𝑎𝑝𝑎𝑐𝑖𝑑𝑎𝑑 𝑐𝑎𝑙𝑜𝑟í𝑓𝑖𝑐𝑎 𝑑𝑒 𝑙𝑎 𝑚𝑒𝑧𝑐𝑙𝑎 Cp=(0,936∗4,18)+(0,064∗2,44)=3,91 𝑘𝐽 𝑘𝑔 º𝐶 𝐹𝑙𝑢𝑗𝑜 𝑚á𝑠𝑖𝑐𝑜 𝑚󰇗 =2250 𝑙 ℎ∗986,5 𝑔 𝑙∗1 1000𝑘𝑔 𝑔 ∗ 1 3600ℎ 𝑠=0,617𝑘𝑔 𝑠 Y la energía necesaria para llevar la cerveza hasta los 42 ºC, a partir de la siguiente expresión: 𝑄 = 𝑚󰇗 ∗ 𝐶𝑝∗∆𝑇 Donde: • 𝑚󰇗 es el caudal másico de cerveza (kg/s). • 𝐶𝑝 la capacidad calorífica específica de la cerveza (kJ/kg ºC) • ∆𝑇=𝑇𝑜𝑢𝑡−𝑇𝑖𝑛 es la diferencia de temperatura a la entrada y salida. Nos queda: 73 𝑄 = 0,617∗3,91∗(42−20)=53,05 𝑘𝐽 𝑠=53,05 𝑘𝑊 Mediante un balance de energía, se calcula la temperatura de salida del agua utilizada como fluido de calentamiento: 53,05 𝑘𝑊 =3000 3600𝑘𝑔 𝑠∗4,18 𝑘𝐽 𝑘𝑔 º𝐶∗(60−𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑜𝑢𝑡) 𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑜𝑢𝑡=44,7 º𝐶 A continuación, se estima el coeficiente global de transferencia de calor (U). Éste depende de varios factores como los fluidos involucrados, el tipo de intercambiador de calor, condiciones de operación y la naturaleza de las superficies de transferencia. Generalmente, para intercambiadores de calor de placas que operan con líquidos en contracorriente en condiciones típicas, los valores de U se encuentran entre los 300 y 1000 W/m2*K. En este caso, se supone un valor de 500 W/m2*K. Finalmente, para calcular el área del intercambiador, se necesita la diferencia de temperatura logarítmica media: ∆𝑇𝑙𝑜𝑔 = (𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑖𝑛−𝑇𝑜𝑢𝑡)−(𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑜𝑢𝑡−𝑇𝑖𝑛) ln(𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑖𝑛−𝑇𝑜𝑢𝑡) (𝑇𝑎𝑔𝑢𝑎,𝑜𝑢𝑡−𝑇𝑖𝑛) ∆𝑇𝑙𝑜𝑔 =(60−42)−(44,7−20) ln (60−42) (44,7−20)=21,17 º𝐶 Que introducimos en la expresión para el cálculo del área: 𝐴= 𝑄 𝑈∗∆𝑇𝑙𝑜𝑔 =53,05 𝑘𝑊 0,5 𝑘𝑤 𝑚2𝐾∗21,17 º𝐶 =5,012 𝑚2 Con lo que concluye la fase de diseño y dimensionamiento de los equipos de la planta de desalcoholización de cerveza. Su hoja de especificaciones se muestra a continuación.