Diseño del reactor de lecho fluidizado y sus sistemas auxiliares para la producción de bio-oil mediante pirólisis rápida de biomasa

i Trabajo Fin de Grado en Ingeniería Química Diseño del reactor de lecho fluidizado y sus sistemas auxiliares para la producción de bio-oil mediante pirólisis rápida de biomasa Autor: Carmen López Martín Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz OFEKEKMFIE Ortíz Ortiz Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2025 i Trabajo Fin de Grado en Ingeniería Química Diseño del reactor de lecho fluidizado y sus sistemas auxiliares para la producción de bio-oil mediante pirólisis rápida de biomasa Autor: Carmen López Martín Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz Catedrático de Universidad Dpto. de Ingeniería Química y Ambiental Escuela Técnica Superior de Ingeniería Universidad de Sevilla Sevilla, 2025 ii Trabajo Fin de Grado: Diseño del reactor de lecho fluidizado y sus sistemas auxiliares para la producción de bio-oil mediante pirólisis rápida de biomasa. Autor: Carmen López Martín Tutor: Francisco Javier Gutiérrez Ortiz 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 iii Agradecimientos A mis padres, por haber creído siempre en mí; A Álvaro, por su apoyo incondicional; A mis amigos, por ser un pilar fundamental en esta etapa; A mi tutor, por su confianza y orientación a lo largo de este trabajo. iv v Resumen En el presente Trabajo Fin de Grado se realiza el diseño del sistema reactivo y sus auxiliares de una planta para producir bio‐oil a partir de biomasa mediante pirólisis rápida. El reactor es de lecho fluidizado circulante y ha sido diseñado estableciendo las condiciones operativas óptimas para maximizar la conversión de biomasa y la producción de bio-oil. La configuración del reactor incorpora elementos, como el plenum y el distribuidor que garantizan una distribución homogénea del gas. El proyecto se complementa con la ingeniería básica de sistemas auxiliares asociados al reactor: un ciclón que separa las partículas de char y arena de los gases procedentes del pirolizador, un tornillo sin fin que alimenta la biomasa al reactor de manera continua, el sistema de impulsión, el prediseño del sistema de precalentamiento del gas de fluidización que se introduce en el reactor y un sistema de recirculación de arena con loop-seal, que permite el retorno de la arena precalentada desde el combustor. También el aislamiento térmico. Este documento incluye una memoria descriptiva y una memoria de cálculo, en las que se detalla el diseño de cada equipo y se justifican las decisiones tomadas a lo largo del proyecto. vi Abstract In Final Degree Project (TFG), the reactive system and its auxiliary units for a plant that produces biooil from biomass via fast pyrolysis are designed. The reactor is a circulating fluidized bed and has been engineered by establishing optimal operating conditions to maximize biomass conversion and bio-oil yield. Its configuration incorporates components such as the plenum and distributor that ensure a uniform gas distribution. The project also includes the basic engineering of the auxiliary systems associated to the reactor: a cyclone to remove char and sand particles from the gases emerging from the pyrolyzer, a screw feeder to continuously supply biomass to the reactor, the fluidizing‐gas injection, the pre-design of the preheating system, and a sand‐recirculation loop-seal to return the preheated sand from the combustor. Thermal isolation is also included. This document includes a descriptive report and a calculation dossier, in which the design of each piece of equipment is detailed and the decisions made throughout the project are justified. vii Índice 1. Introducción 1 1.1. Problemática actual y energías renovables 1 1.2. Biomasa 2 1.2.1. Clasificación 3 1.2.2. Composición elemental de la biomasa lignocelulósica 4 1.2.3. Comparación entre diferentes tipos de biomasa lignocelulósica 4 1.3. Transformación termoquímica de la biomasa 5 1.4. Bio-oil 6 1.5. Pirólisis 6 1.5.1. Pirólisis rápida 7 1.5.1.1. Disposición in-situ 9 1.5.1.2. Disposición ex-situ 10 1.5.2. Variables que afectan al proceso de pirólisis rápida 11 1.6. Tratamientos posteriores para la mejora del bio-oil 12 1.6.1. Tratamientos químicos 12 1.6.2. Tratamientos físicos 13 1.7. Relevancia de los biocombustibles dentro de la transición energética 14 1.8. Plantas existentes de producción de bio-oil 15 2. Objetivos y alcance 17 3. Memoria descriptiva 19 3.1. Planta de producción de bio-oil mediante pirólisis rápida con disposición ex-situ 19 3.2. Diagrama de flujo del proceso simplificado 21 3.3. Reactor de lecho fluidizado para pirólisis 23 3.4. Ciclón 24 3.5. Sistema de recirculación de sólidos 26 3.6. Sistema de alimentación de biomasa 27 3.7. Intercambiadores de calor para precalentar el nitrógeno 29 3.8. Soplante para la impulsión de nitrógeno 311 3.9. Instrumentación de la planta 31 4. Memoria de cálculo 33 4.1. Reactor primario para pirólisis rápida 33 4.1.1. Cinética 33 4.1.2. Régimen de fluidización 36 4.1.3. Porosidad del lecho 39 4.1.4. Diseño de la placa distribuidora y del plenum 42 4.1.5. Análisis y justificación del diseño 44 4.2. Ciclón 48 4.3. Sistema de recirculación de sólidos 52 xiv 𝑡𝑟𝑐: tiempo de residencia (s) 𝑇: temperatura absoluta (K) U: coeficiente global de transferencia (W/m²·K) 𝑢∗: velocidad del gas (adimensional) 𝑢𝑐: velocidad de flujo dentro del ciclón (m/s) 𝑢𝐻: velocidad del gas en el tramo horizontal del loop-seal (m/s) 𝑢𝑚𝑓: velocidad mínima de fluidización (m/s) 𝑢𝑚𝑓_𝐿: velocidad mínima de fluidización en el loop-seal (m/s) u0: velocidad superficial del gas (m/s) 𝑢𝑜𝑛: velocidad de comienzo para el movimiento de partículas en el loop-seal (m/s) 𝑢𝑜𝑟: velocidad del gas en los orificios (m/s) ur: velocidad del gas en el reactor (m/s) 𝑢𝑟𝑒𝑐: velocidad del gas en la cámara de recirculación del loop-seal (m/s) 𝑢𝑠: velocidad de los sólidos en el reactor (m/s) 𝑢𝑠𝑢𝑝: velocidad del gas en la cámara de suministro del loop-seal (m/s) 𝑢𝑡: velocidad terminal (m/s) WC: ancho de la entrada del ciclón (m) xbio: conversión de la biomasa en el reactor (adimensional) 𝑧: posición axial a lo largo del reactor (m) Letras griegas: 𝛼: ángulo de reposo de las partículas en el loop-seal (º) 𝜀: porosidad del lecho (adimensional) 𝜀𝐿𝑆: porosidad efectiva del lecho en el loop-seal (adimensional) 𝜀𝑚𝑓: porosidad del lecho en condiciones de mínima fluidización (adimensional) 𝜀𝑠: fracción volumétrica de sólidos en el lecho (adimensional) 𝜀𝑠𝑑: porosidad a la altura del distribuidor (adimensional) 𝜀𝑠∗: porosidad a la salida del reactor (adimensional) ηr: rendimiento del reactor (%) λ: conductividad térmica (W/mK) xv 𝜇: viscosidad dinámica del gas (Pa·s) 𝜌𝑠: densidad del sólido (kg/m³) 𝜌𝑔: densidad del gas (kg/m³) 𝜑: esfericidad de las partículas (adimensional) 1 1. Introducción 1.1. Problemática actual y energías renovables En el contexto global actual, donde más del 80% del consumo mundial de energía proviene de fuentes no renovables [1], la dependencia de los combustibles fósiles representa uno de los mayores desafíos para el desarrollo sostenible. La combustión de combustibles fósiles no solo ha sido un factor determinante en el cambio climático, sino que también ha generado efectos perjudiciales sobre la salud humana y la calidad ambiental [2]. Además, los combustibles fósiles constituyen la principal fuente de emisiones de gases de efecto invernadero, como el dióxido de carbono (CO₂) y el metano (CH₄), que contribuyen significativamente al calentamiento global, entre cuyas consecuencias se encuentran el aumento del nivel del mar, las sequías prolongadas y los eventos climáticos extremos. Ante este desafío, la Unión Europea (UE) ha asumido un papel de liderazgo en la acción climática global, impulsando el Pacto Verde Europeo con el objetivo de alcanzar la neutralidad climática para 2050 y reducir en un 55% las emisiones de gases de efecto invernadero para 2030. En este contexto, las energías renovables se presentan como una solución clave para abordar los desafíos de un mundo más sostenible, experimentando un notable avance tecnológico en las últimas décadas (Figura 1). En 2024, las fuentes de energía renovables representaron el 56,8 % del total del mix eléctrico en España, según datos de Red Eléctrica de España (REE) [3]. Este porcentaje incluye tecnologías como la eólica, solar fotovoltaica, hidráulica y otras renovables. El resto del mix eléctrico se compuso de fuentes no renovables, como el ciclo combinado de gas natural, la energía nuclear y las centrales termoeléctricas de carbón. Figura 1: Predicción de diversas fuentes de energía para los próximos 30 años [1] 2 De cara al futuro, las proyecciones estiman que para 2050 las energías renovables podrían representar entre el 65% y el 85% de la generación eléctrica global, lideradas por la energía solar fotovoltaica y la eólica. Para lograr este sistema la UE también fomenta la integración de hidrógeno verde y biometano en su infraestructura energética. Estas tecnologías complementan la electrificación y desempeñan un papel crucial en la descarbonización de sectores difíciles de electrificar [4]. Por otro lado, el aprovechamiento de la biomasa como fuente de energía destaca tanto por sus ventajas económicas como por su menor impacto ambiental. Entre 2021 y 2026, se estima un aumento del 28 % en la demanda de biocombustibles [5]. En 2022, Suecia (24,6 %), Bélgica (10,4 %) y Luxemburgo (8,5 %) encabezaron el uso de renovables y biocombustibles en el transporte por carretera dentro de la UE [6]. En este contexto, la integración de tecnologías basadas en biomasa en el mix energético global contribuirá significativamente a reducir las emisiones de carbono y a satisfacer la creciente demanda de energía para 2050 [4]. 1.2. Biomasa La biomasa, procedente de materia orgánica de origen vegetal o animal, puede transformarse en biocombustibles sólidos, gaseosos o líquidos, entre ellos el bio-oil, objeto central de este trabajo. Su utilización no solo reduce la dependencia de los combustibles fósiles, sino que también minimiza las emisiones contaminantes, contribuyendo a un sistema energético más sostenible y eficiente. Como se ilustra en la Figura 2, la biomasa proviene de múltiples corrientes como, por ejemplo, residuos agrícolas y forestales, subproductos industriales, cultivos energéticos dedicados y fracciones orgánicas de residuos sólidos urbanos. Esta diversidad de fuentes dota al sector de bioenergía de la flexibilidad necesaria para adaptarse a las condiciones locales y fortalece la seguridad de suministro. Figura 2: Visión general de las diferentes corrientes de biomasa (elaboración propia basada en [7]) Industrias como la agricultura y la silvicultura ofrecen grandes volúmenes de biomasa, lo que genera oportunidades de desarrollo económico en áreas rurales. Además, el aprovechamiento de residuos de la producción maderera, la agroindustria o la gestión de residuos urbanos contribuye a una gestión más eficiente de los desechos, avanzando hacia una bioeconomía circular y promoviendo la sostenibilidad industrial [1]. 3 1.2.1. Clasificación La biomasa, como fuente de energía renovable, se clasifica en diferentes generaciones según su origen y las implicaciones ambientales y alimentarias que conlleva su uso [5, 8]. La primera generación de biomasa está compuesta por cultivos alimentarios como cereales, caña de azúcar y aceites vegetales. Estas materias primas destacan por su alto rendimiento en la producción de biocombustibles. Sin embargo, su principal desventaja es la competencia directa con la producción de alimentos y el uso de tierras agrícolas. Algunos ejemplos representativos de biomasa de primera generación incluyen el empleo de almidón y aceites vegetales comestibles en la producción de etanol y biodiesel, respectivamente. La biomasa de segunda generación la componen residuos agrícolas como el rastrojo de maíz o la paja de trigo y arroz, desechos animales como el estiércol de ganado, desechos forestales como residuos de la madera y residuos municipales como los lodos de depuradora y los residuos sólidos urbanos. A diferencia de la biomasa de primera generación, estas fuentes no compiten con cultivos destinados a la alimentación ni con otros recursos naturales, lo que las hace más sostenibles. La biomasa de tercera generación incluye principalmente algas y cianobacterias, las cuales destacan por su rápido crecimiento y su bajo impacto ambiental. No compiten con cultivos alimentarios ni requieren tierras agrícolas, lo que las convierte en una opción atractiva desde el punto de vista ecológico [9]. A pesar de estas ventajas, la producción de biocombustibles a partir de biomasa de tercera generación sigue siendo costosa debido a una combinación de factores tecnológicos y económicos. Por ejemplo, demanda inversiones sustanciales en infraestructura y mantenimiento debido a que requieren grandes volúmenes de agua y condiciones ambientales estrictamente controladas [10]. Además, la optimización de estos procesos exige una inversión continua en investigación y desarrollo, con el objetivo de mejorar la eficiencia y reducir los costes asociados. Estos factores combinados contribuyen significativamente a los elevados costes de producción de la biomasa de tercera generación limitando su viabilidad a gran escala [11]. Por último, la cuarta generación se basa en algas genéticamente modificadas, diseñadas para mejorar su eficiencia en la producción de energía [9]. A pesar de estos desafíos, la investigación y desarrollo de tecnologías para producir biocombustibles a partir de diferentes tipos de biomasa persiste debido a una combinación de factores ambientales, económicos y políticos. Desde el punto de vista ambiental, los biocombustibles ofrecen una alternativa más limpia y renovable a los combustibles fósiles. Desde una perspectiva económica, esta industria puede crear oportunidades en áreas rurales y agrícolas, mientras que los biocombustibles de segunda generación valorizan residuos que de otra manera se desperdiciarían. Finalmente, la creciente conciencia sobre el agotamiento de los combustibles fósiles y sus impactos ambientales también juega un papel crucial en el continuo interés por los biocombustibles como una fuente de energía potencialmente viable y sostenible a largo plazo [12]. 4 1.2.2. Composición elemental de la biomasa lignocelulósica La biomasa lignocelulósica se compone fundamentalmente de tres biopolímeros: celulosa (30–50%), hemicelulosa (20–35%) y lignina (10–25%) [13], los cuales presentan estructuras y propiedades distintas que afectan a los procesos de conversión de la biomasa [14]. La celulosa es un polisacárido lineal con alta cristalinidad debido a que está formada por unidades de D-glucosa unidas mediante enlaces β(1→4)-glicosídicos. Además, las múltiples uniones de hidrógeno entre los grupos hidroxilo adyacentes le confieren rigidez y estabilidad estructural [15, 16, 17]. Por otro lado, la hemicelulosa [17,18] es conocida como un heteropolisacárido menos ordenado, compuesto por pentosas, hexosas y ácidos azucarados, y con una estructura más heterogénea, lo que la hace más susceptible a la descomposición. La lignina es un polímero formado por tres unidades monoméricas: alcohol coniferílico, alcohol cumarílico y alcohol sinapílico, unidas mediante enlaces C–C y C–O. Esta complejidad estructural le confiere resistencia, pero también dificulta su descomposición en los procesos de conversión [17, 19]. Finalmente, la materia inorgánica que pueda estar presente en la biomasa está compuesta principalmente por metales alcalinos y alcalinotérreos como K+, Na+, Ca2+ y Mg2+. Su concentración varía según el tipo de biomasa, siendo menor en la biomasa leñosa y mayor en biomasas herbáceas o agrícolas. Estos elementos influyen en los procesos termoquímicos y catalíticos durante la conversión de la biomasa [16]. Durante la transformación de la biomasa, sus componentes se descomponen mayoritariamente en carbono, hidrógeno, oxígeno. En menor medida puede tener nitrógeno y azufre [20]. El carbono y el hidrógeno son esenciales para la producción de energía, pues representan las fracciones con mayor potencial energético. Sin embargo, el elevado contenido de oxígeno en la biomasa, en comparación con los combustibles fósiles, disminuye su poder calorífico [21] y constituye un desafío técnico en los procesos energéticos asociados a la biomasa. La presencia de nitrógeno y azufre puede generar emisiones contaminantes, como óxidos de nitrógeno (NOx) y dióxido de azufre (SO2). Por esta razón, los sistemas de conversión energética deben ser diseñados considerando estrategias que mitiguen el impacto ambiental de estos compuestos 1.2.3. Comparación entre diferentes tipos de biomasa lignocelulósica La Tabla 1 muestra una comparación de distintos tipos de biomasa lignocelulósica y su composición elemental, expresada en porcentaje másico y libre de contenido de agua. La biomasa lignocelulósica es aquella de origen vegetal no es utilizada como alimento humano ni animal [13]. Tabla 1: Análisis elemental de distintos tipos de biomasa (%p/p) Tipo de biomasa C H O otros Referencia Mazorca de maíz 39,76 5,15 43,68 0,30 [22] Madera 54,00 5,50 40,00 0,50 [5] Corteza de madera blanda 62,30 7,00 29,00 1,70 [5] Rastrojos de maíz 53,30 17,0 29,0 0,70 [5] Madera de pino 51,80 6,30 41,70 0,30 [23] Paja de arroz 46,17 6,29 43,55 3,99 [23] Cáscara de arroz 30,40 4,00 21,10 0,90 [23] Serrín 46,20 6,02 47,30 0,03 [23] 5 1.3. Transformación termoquímica de la biomasa Un proceso termoquímico es un método de conversión de biomasa en energía mediante la aplicación de calor. Estos procesos implican reacciones químicas que descomponen la biomasa en fase gas, líquido o sólido. Incluyen diversas tecnologías, como se describe a continuación. La combustión directa es un proceso que consiste en la oxidación de recursos de biomasa sólidos, como residuos forestales y municipales, utilizando aire en exceso para asegurar la combustión completa y generar calor. Es la tecnología más común para aprovechamiento de biomasa [24]. Un ejemplo son los incineradores de residuos sólidos urbanos. Entre los beneficios de este método se encuentra su facilidad de operación y la producción directa de energía térmica (ya sea en forma de calor o electricidad mediante ciclos de vapor). No obstante, su rendimiento eléctrico es limitado, ya que las centrales de biomasa equipadas con turbinas de vapor convierten apenas un 17–25 % de la energía térmica en electricidad [25]. Además, durante la combustión se libera CO2 y partículas finas potencialmente contaminantes. La gasificación convierte la biomasa en un gas de síntesis (syngas) en una atmósfera con déficit de oxígeno. El biogas resultante está compuesto principalmente por metano (50-75 %), dióxido de carbono (25-50 %) y en menor cantidad por monóxido de carbono, nitrógeno, hidrógeno y H2S [8]. La gasificación de biomasa inicia con la etapa de secado (100–200 °C) para eliminar la humedad y los compuestos más volátiles. A continuación, en la desvolatilización (300–900 °C) se liberan y fragmentan los volátiles en syngas, condensados y biochar. Durante la reacción (>700 °C) con el agente gasificante (aire, vapor de agua; entre otros) estos productos se transforman en CO, CO₂ y H₂O. Finalmente, en la etapa de reducción, el char interactúa con los gases calientes para completar la producción de syngas [24]. Los agentes gasificantes más comunes son aire, oxígeno puro, vapor de agua y sus combinaciones. El aire es económico, pero diluye el syngas al llevar nitrógeno, el oxígeno puro aumenta el poder calorífico pero el coste es mayor y el vapor de agua potencia la producción de H₂ pero requiere calor adicional. La carbonización hidrotérmica (HTC) opera en un reactor presurizado con agua líquida a temperaturas de 180–280 °C, facilitando reacciones de hidrólisis y deshidratación sin necesidad de secar previamente la biomasa. El hidrochar resultante presenta mayor estabilización y densidad energética que el biochar convencional, y su proceso apenas genera emisiones gaseosas [24]. La biomasa puede transformarse en bio-oil a través de dos métodos principalmente: la licuefacción hidrotérmica (HTL) y la pirólisis [1]. La licuefacción hidrotérmica (HTL) es un proceso de despolimerización térmica de la biomasa que permite transformar la biomasa húmeda en bio-oil de alta densidad energética sin necesidad de secado previo, mediante el uso de agua caliente comprimida bajo condiciones de alta temperatura (200–350°C) y presión (5–20 MPa), con o sin la presencia de un catalizador. Se obtiene un bio-oil pobre en oxígeno y una serie de subproductos fraccionados en acuosa (25–30 %), orgánica (10–15 %), gaseosa (15–20 %) y biochar (30–35 %). [13] Aunque la HTL ha demostrado un gran potencial en la producción de biocombustibles, su desarrollo aún se encuentra en una fase temprana en comparación con la pirólisis. 6 1.4. Bio-oil La biomasa es susceptible de ser convertida en diversas formas de energía a través de varias técnicas. Entre ellas, la conversión termoquímica se destaca como una de las más efectivas para producir combustibles líquidos, conocidos como bio-oil. Estos representan una alternativa viable a los combustibles fósiles en la generación de electricidad, calor y la obtención de compuestos químicos valiosos [26]. El bio-oil es un líquido de color marrón oscuro. Sus propiedades físicas varían considerablemente respecto al petróleo crudo y están compuestas por una compleja mezcla de compuestos orgánicos, incluyendo ácidos, alcoholes, aldehídos, ésteres, cetonas, fenoles y oligómeros de lignina. Algunos de estos compuestos pueden contribuir a la formación de aglutinantes indeseables en el bio-oil. En comparación con el petróleo crudo, el bio-oil presenta varias desventajas, como un alto contenido de agua, viscosidad elevada, alto contenido de cenizas, elevada cantidad de oxígeno (lo que reduce su potencial energético) y una alta corrosión debido a su acidez [1]. En la Tabla 2 se presentan la composición típica y las propiedades clave del bio-oil, contrastándolas con las del petróleo, la gasolina y el diésel. Tabla 2: Composición típica y propiedades fisicoquímicas para bio-oil y aceites pesados derivados del petróleo [20, 21] Propiedades Bio-oil Petróleo Gasolina Diesel Poder calorífico superior HHV (MJ/kg) 16,0 - 19,0 40,0 44,0 42,0 Viscosidad (a 50 ºC) (cP) 40,0 - 100,0 180,0 0,37 - 0,44 2,4 Composición elemental (% en peso) C 54,0 - 58,0 85,0 84,9 87,4 N 0,0 - 0,2 0,3 0,08 392 ppm O 35,0 - 40,0 1,0 - - H 5,5 - 7,0 11,0 14,8 12,1 Ceniza 0,0 - 0,2 0,1 - - Agua 15,0 - 30,0 0,1 - - 1.5. Pirólisis La pirólisis es un proceso termoquímico que consiste en la descomposición de la biomasa en un entorno sin oxígeno, produciendo tres productos principales [27]: - Biochar: Residuo sólido con un alto contenido de carbono, que retiene parte de la materia orgánica no transformada y las cenizas de la biomasa original. - Gases condensables: Fracción compuesta por vapores orgánicos y agua, que tras su enfriamiento y posterior condensación dan lugar al bio-oil, un líquido con una elevada concentración de compuestos oxigenados. 7 - Gases no condensables compuestos por hidrógeno (5-60%), metano (10-50%), dióxido de carbono (20-90%) e hidrocarburos ligeros (C₁-C2, 0-20%), que permanecen en fase gaseosa tras la separación del bio-oil [28]. La composición de los productos obtenidos varía según el tipo de biomasa utilizada y las condiciones del proceso [29]. La pirólisis puede llevarse a cabo con o sin catalizador. Según sea la temperatura, velocidad de calentamiento y tiempo de residencia de los vapores pueden darse tres tipos de pirólisis [26], según se describe a continuación. La pirólisis lenta se lleva a cabo a temperaturas entre 300 y 700 °C, con una velocidad de calentamiento baja, inferior a 10 °C/min, y un tiempo de residencia de los vapores superior a 600 s (10 min). A pesar de su bajo rendimiento en bio-oil, que suele ser inferior al 30% en peso, la pirólisis lenta permite maximizar la producción de biochar. La pirolisis rápida se realiza a temperaturas entre 400 y 600 °C, con una velocidad de calentamiento superior a 100 °C/min. Los tiempos de residencia de los vapores son muy cortos, entre 0,5 y 2 segundos. Bajo estas condiciones, se obtiene un mayor rendimiento de bio-oil, generalmente entre el 50 y el 75% en peso. Esta ha sido la tecnología elegida en este trabajo, desarrollándose en el siguiente apartado. La pirólisis flash, por su parte, opera a temperaturas más elevadas, entre 650 y 900 °C, con velocidades de calentamiento extremadamente rápidas, de 10³ a 10⁴ °C/min, y tiempos de residencia de los vapores inferiores a 0,5 segundos. Gracias a estas condiciones extremas, la pirólisis flash permite obtener el mayor rendimiento de bio-oil, con valores entre el 75 y el 80% en peso. Sin embargo, este proceso requiere un control estricto de las variables operativas para evitar la formación excesiva de gases y biochar, ya que las condiciones de reacción tan rápidas pueden llevar a la producción de productos no deseados. A escala industrial, la pirólisis rápida se ha consolidado como la opción preferida para la producción de bio-oil [30]. En el apartado 1.8 de este trabajo se describen diversas plantas que emplean este proceso. Por último, cabe destacar que el uso de catalizadores mejora la calidad del bio-oil al reducir su contenido de oxígeno y transformar compuestos inestables en productos más deseables, como aromáticos, isoalcanos y alcoholes. Esto permite obtener un bio-oil con mayor estabilidad, menor acidez y mayor compatibilidad con combustibles fósiles [31]. 1.5.1. Pirólisis rápida En la pirolisis rápida, las partículas de biomasa deben calentarse a una velocidad igual o superior a 100 °C/s, y el tiempo de residencia del vapor debe mantenerse por debajo de 2 segundos, evitando así reacciones secundarias que disminuyan la cantidad de bio-oil producido. La temperatura de reacción es de 500 °C, aproximadamente, para maximizar el rendimiento líquido [32]. En la actualidad, se han integrado enfoques basados en modelos numéricos [65] y simulaciones avanzadas (por ejemplo, mediante técnicas de dinámica de fluidos computacional, CFD) que permiten predecir con precisión el comportamiento térmico y cinético del proceso [66]. Estas herramientas han posibilitado la identificación de zonas críticas en la transferencia de calor y la optimización de la geometría interna del reactor, lo que mejora el control de la reacción y reduce la formación de productos 14 La extracción líquido-líquido [50] también ha demostrado ser eficaz para separar el bio-oil en diferentes fracciones según su polaridad. Este método utiliza disolventes orgánicos como pentano, hexano o tolueno, así como agua, para extraer compuestos específicos como furanos, fenoles, ácidos orgánicos y cetonas. Existe la posibilidad de contaminación cruzada entre fases y estos disolventes orgánicos requieren etapas posteriores de recuperación y purificación. Por último, la emulsificación [51] permite combinar el bio-oil con combustibles fósiles, como diésel, mediante el uso de surfactantes y co-surfactantes. Esta técnica es especialmente útil para producir combustibles estables y reducir las emisiones de contaminantes como NOx y SOx. No obstante, su aplicación a gran escala presenta limitaciones relacionadas con la estabilidad de la emulsión a largo plazo y la corrosividad del producto final. La Tabla 4 resume las ventajas e inconvenientes de los tratamientos anteriormente desarrollados: Tabla 4: Tratamientos físicos del bio-oil Tratamiento Ventajas Inconvenientes Destilación atmosférica Proceso sencillo y de bajo coste operativo. Elevada temperatura y tiempo de residencia. Destilación a vacío Opera a menor temperatura. Sistemas a vacío. Destilación molecular Elevada eficiencia de separación. Menor exposición al calor. Elevado coste y consumo energético. Extracción con fluidos supercríticos No deja residuos de disolventes orgánicos y es selectivo para compuestos de alto valor. Alta presión. Control de la temperatura. Elevado coste y consumo energético. Extracción líquido-líquido Eficaz separación en función de la polaridad. Recuperación y purificación de los disolventes orgánicos. Contaminación cruzada. Emulsificación Permite mezclar el bio-oil con diésel, mejorando estabilidad de la mezcla y reduciendo emisiones de NOₓ y SOx. Estabilidad de la emulsión limitada a largo plazo. Corrosividad combustible final. 1.7. Relevancia de los biocombustibles dentro de la transición energética El uso prolongado de combustibles fósiles ha provocado un aumento considerable en las emisiones de gases de efecto invernadero, identificados como los principales responsables del cambio climático [52]. Además, el acelerado agotamiento de los combustibles fósiles y los problemas ambientales asociados al uso excesivo de estos combustibles en el desarrollo de la sociedad han impulsado la búsqueda de alternativas más sostenibles. En este contexto, el bio-oil se presenta como una fuente prometedora de energía renovable. Sin embargo, su uso directo presenta obstáculos debido a su elevada concentración de compuestos oxigenados, lo que resulta en un bajo poder calorífico y una estabilidad térmica limitada. A pesar de estos desafíos, en países con alta generación de residuos lignocelulósicos, como bagazo, paja o cáscaras, la producción de bio-oil renovable es una alternativa viable, gracias a la abundante disponibilidad de biomasa, que supera el valor de 0,1 billones de toneladas anuales a nivel global [21]. 15 El bio-oil se posiciona como una opción atractiva en la búsqueda de combustibles más sostenibles, ya que presenta la capacidad de disminuir los efectos ambientales negativos y es adaptable a múltiples aplicaciones. Según los informes más recientes de la Agencia Internacional de la Energía (IEA), la demanda mundial de biocombustibles seguirá aumentando de forma sostenida. Para 2030, se espera que su uso en el transporte pase del 5,6 % (2023) al 6,4 %, con un consumo anual estimado de 215 mil millones de litros, lo que representa un incremento del 30 % respecto a los niveles actuales. A largo plazo, el uso de biocombustibles líquidos pasaría de 954.000 m3/día en 2030 a casi 1.113.000 m3/día en 2050, impulsado en un 90 % por biocombustibles de segunda generación, lo que supone un crecimiento del 17 % entre 2030 y 2050 [53]. 1.8. Plantas existentes de producción de bio-oil La producción de bio-oil mediante pirolisis rápida ha ganado relevancia en los últimos años como una solución sostenible para convertir biomasa en combustibles líquidos renovables. A continuación, se presentan algunos ejemplos destacados de plantas operativas que emplean esta tecnología: - Bio Oil Holding [54, 55] La planta de Bio Oil Holding, ubicada en Tessenderlo, Bélgica, es una instalación destinada al desarrollo de la tecnología de pirolisis rápida para la producción de bio-oil. Esta planta utiliza un reactor de lecho fluidizado y opera bajo siguiendo una configuración in-situ, lo que significa que el proceso de conversión de biomasa a bio-oil se realiza en un único reactor sin necesidad de transportar los productos intermedios. La materia prima es amplia, incluyendo residuos agrícolas, residuos forestales y subproductos de la industria de procesado de madera. Sigue operativa desde su entrada en funcionamiento comercial en 2010 y consta de una instalación piloto continua de 1,5 t/h y dos unidades industriales de 5 t/h cada una. - Pyrocell [56] La planta de Pyrocell, situada en Gävle, Suecia, entró en operación en 2021 y utiliza pirolisis rápida para convertir residuos de aserraderos, como el serrín, en bio-oil. Dispone de una capacidad de producción anual de 25.000 t (18M m3/año) de bio-oil, contribuyendo al suministro europeo de biocombustibles, cuyo consumo alcanzó un máximo de 18.900 millones de litros en 2023. - Green Fuel Nordic [57, 58] En Lieksa, Finlandia, se encuentra la planta de Green Fuel Nordic, que emplea tecnología de pirolisis rápida desarrollada por BTG-BTL. La materia prima utilizada es principalmente biomasa forestal. Inaugurada en el año 2020, la planta destaca por su contribución al desarrollo de combustibles renovables en Finlandia y su enfoque en aprovechar los recursos forestales de forma sostenible. 16 - Fortum [59, 60] La planta de Fortum, ubicada en Joensuu, Finlandia, combina la tecnología de pirolisis rápida con una planta de generación de energía. Se puso en marcha en el año 2013, posee una capacidad de producción de 50.000 t de bio-oil al año y procesa residuos forestales y biomasa lignocelulósica. - Empyro [31, 61] La planta Empyro, situada en Hengelo, Países Bajos, representa uno de los desarrollos más avanzados en la tecnología de pirolisis rápida. Utiliza un reactor de cono rotatorio desarrollado por BTG-BTL, que permite una transferencia de calor eficiente y un control óptimo de las reacciones de descomposición térmica de la biomasa. Comenzó a operar en 2015 y la materia prima principal incluye biomasa leñosa y serrín. Con una capacidad de procesamiento de 120 t de biomasa diarias, esta planta produce aproximadamente 20000 m3/año de bio-oil, que se utilizan principalmente en aplicaciones térmicas y como sustituto de combustibles fósiles. 17 2. Objetivos y alcance l objetivo del Trabajo Fin de Grado (TFG) es realizar el diseño conceptual de la producción de biooil a partir de pirólisis rápida no catalítica de biomasa, así como el dimensionamiento y especificación del reactor y sus auxiliares. El reactor es de lecho fluidizado circulante y su diseño se ha realizado considerando tanto la cinética química como la dinámica de fluidización, estableciendo los parámetros óptimos que aseguren una operación eficiente. También se ha dimensionado el ciclón de separación, encargado de extraer las partículas sólidas de los gases generados en el reactor y se ha diseñado un sistema de recirculación de sólidos mediante loop-seal, el cual optimiza el retorno de la arena calentada en un combustor, cuyo diseño está fuera del alcance de este TFG. Además, se ha diseñado un sistema de alimentación basado en un tornillo sin fin, que garantiza la dosificación homogénea y continua de la biomasa y su transporte hacia el reactor. Igualmente se ha realizado un prediseño del sistema de intercambio de calor usado para calentar el nitrógeno, fluido usado como agente de fluidización, y se ha especificado la máquina de impulsión de este fluido. Asimismo, se ha calculado y especificado el aislamiento térmico del reactor, ciclón e intercambiadores de calor, y se ha especificado la instrumentación básica requerida, aunque sin abordar la estrategia de control del sistema diseñado. La Figura 5 acota el alcance del trabajo (línea de trazos). Cabe destacar que el sistema de condensación de bio-oil, el hidrotratamiento de este para mejorar sus características y otros componentes que quedan fuera del alcance del trabajo son esenciales, y su diseño se reserva para trabajos futuros. Figura 5: Diseño conceptual de la planta y alcance E 18 19 3. Memoria descriptiva n este capítulo se proporciona una disposición de la planta y de los elementos que la componen incluyendo el diagrama de bloques y de flujo del proceso. 3.1. Planta de producción de bio-oil mediante pirólisis rápida con disposición ex-situ La Figura 6 muestra el diagrama de bloques simplificado del proceso de pirólisis rápida ex-situ para la conversión de biomasa en bio-oil. Se presentan las etapas fundamentales del proceso, desde el pretratamiento de la biomasa hasta la obtención del producto final, sin entrar en los tratamientos de valorización del mismos. Figura 6: Diagrama de flujo simplificado de una planta de producción de bio-oil mediante pirólisis rápida de biomasa con disposición ex-situ (elaboración propia) Destacan las siguientes etapas [62]: Pretratamiento de la biomasa Antes de introducir la biomasa en el reactor es necesario someterla a un proceso de acondicionamiento, que implica una primera fase de molienda para romper las piezas más gruesas y reducir el tamaño de partícula. A continuación, el material molido pasa por un tamiz para obtener una granulometría homogénea. De este modo, se mejora la eficiencia del calentamiento y la reactividad al aumentar su superficie específica. A esto le sigue el secado de la misma, ya que la biomasa se caracteriza por ser húmeda y si fuera incorporada directamente al reactor obligaría a destinar parte de la energía térmica a evaporar el agua antes de alcanzar la temperatura de reacción, reduciendo la eficiencia global del proceso. Por ello, se realiza un secado controlado que, pese a que supone un consumo energético, reduce la demanda térmica en el reactor al eliminar la necesidad de evaporar la humedad interna, logrando un balance energético neto positivo. El diseño de esta etapa no será abordado en este trabajo. E 20 Reactor de pirólisis rápida Una vez acondicionada, la biomasa es alimentada al pirolizador junto con un sólido inerte que facilita la transferencia de calor. La arena, utilizada como material inerte en este trabajo, es recirculada al reactor primario desde el LFC de combustión para garantizar el aporte térmico necesario. En el reactor, la biomasa se descompone, rompiéndose los enlaces de la celulosa, hemicelulosa y lignina que la forman, y generándose un residuo sólido carbonoso o char y una mezcla de vapores de pirólisis compuesta por gases condensables y no condensables. Reactor catalítico El reactor secundario catalítico recibe los vapores generados en el reactor primario mejora la calidad de los gases condensables incorporando un catalizador [63]. De este modo, se obtiene un bio‐oil con menor contenido de oxígeno y una menor acidez, así como con una mayor proporción de hidrocarburos ligeros para su posterior refino. Entre los catalizadores empleados en esta etapa destacan el ZSM-5, K₂CO₃, Ca(OH)₂, MgO y Al₂O₃, los cuales facilitan la transformación de los compuestos orgánicos, reducen el contenido de oxígeno y mejoran las propiedades energéticas del bio‐oil. Además, el desarrollo de métodos para la regeneración in-situ del catalizador permite prolongar su vida útil, reduciendo la frecuencia de reemplazo y minimizando los tiempos de inactividad [33]. Condensación y obtención de bio-oil El sistema de condensación de vapores procedentes de reactores de pirólisis combina columnas de refrigeración para reducir la temperatura de los gases y separar con eficacia el bio-oil de los no condensables, minimizando al mismo tiempo la pérdida de compuestos volátiles. En su configuración más sencilla, los vapores entran en contacto directo con un líquido atomizado, que puede ser una fracción del propio bio-oil, lo que favorece una rápida transferencia de calor y una captura eficaz de aerosoles [64]. A gran escala se emplean torres de pulverización equipadas con intercambiadores de calor, que estabilizan la temperatura del refrigerante y reducen la formación de subproductos no deseados [65]. Los condensadores de intercambio indirecto [64] proporcionan un enfriamiento más controlado al hacer circular agua o mezclas de agua/etilenglicol por el interior de tubos o placas metálicas. Se evita el contacto directo de los vapores con el refrigerante y resultan idóneos en plantas piloto e industriales donde la continuidad de operación y la precisión térmica son críticas, como es el caso de la planta estudiada en este trabajo. Para optimizar la recuperación de las distintas fracciones orgánicas, muchos procesos incorporan múltiples etapas de condensación en serie. Mientras que los sistemas de etapa única, operando a menos de 15 °C, producen bio-oil con un contenido de agua en torno al 20–30 %p (la cual proviene principalmente de la humedad restante tras el secado de la biomasa alimentada y de reacciones químicas secundarias durante la pirólisis) y un poder calorífico de 16– 19 MJ/kg, la condensación fraccionada, basada en un principio similar al de la destilación fraccionada (separación de los componentes según sus distintos puntos de rocío mediante de etapas de condensación) logra un bio-oil casi deshidratado (1–7 %p de agua), con poco ácido (2–3 %p) y con un poder calorífico de hasta 31 MJ/kg [64]. 21 Combustión del char y recirculación del sólido inerte El char residual, junto con el sólido inerte, es transportado a una unidad de combustión tras su separación de los gases en un ciclón. En esta unidad, el char es quemado en presencia de aire, generando energía que puede ser aprovechada para el propio proceso de pirólisis. El sólido inerte es recirculado al pirolizador, donde actúa como medio de transferencia de calor. De este modo, el combustor calienta la arena utilizada en el reactor primario, asegurando un balance energético eficiente. El combustor, diseñado como un sistema de combustión de char en lecho fluidizado (LFC), cumple la función de generar el calor necesario para las reacciones endotérmicas propias de la pirólisis. 3.2. Diagrama de flujo del proceso simplificado La Figura 7 ilustra el diagrama de flujo del proceso (PFD) de producción de bio-oil a partir de biomasa siguiendo una configuración ex-situ. La biomasa es alimentada de manera continua y controlada a través del tornillo sinfín SC-101 hacia el reactor de pirólisis de lecho fluidizado circulante R-101. El sistema de alimentación por tornillo sinfín se ha diseñado específicamente para garantizar un flujo másico constante y una distribución homogénea de la biomasa particulada al interior del reactor. Simultáneamente, el reactor R-101 recibe una corriente de nitrógeno como gas de fluidización, la cual es impulsada por la soplante C-101 y, posteriormente, precalentada en el sistema de intercambiadores de calor compuesto por tres intercambiadores (E-101, E-102 y E-103) para alcanzar la temperatura de operación del reactor de lecho fluidizado, mantener la estabilidad térmica del proceso y evitar fluctuaciones que afecten la cinética de pirólisis. Además, entra en el reactor una corriente de arena recirculada proveniente del combustor de LFC H-10, que actúa como medio caloportador. La operación del combustor debe controlarse para que la temperatura de la arena procedente de ese equipo permita conseguir la temperatura requerida en el reactor de pirólisis. La temperatura final podría encontrarse entre 650 y 700 ºC, según se deprende de estudios experimentales [44]. Los productos de la pirólisis junto con la arena salen del reactor R-101 y se dirigen al ciclón separador CY-101, donde se realiza la separación eficiente de las partículas sólidas (char y arena) de la fase gaseosa. Las partículas separadas descienden hasta el combustor de LFC H-101, donde el char se quema liberando calor que absorbe la arena, que se devuelve al reactor de LFC para proporcionar la energía requerida en el proceso de pirólisis. Los gases condensables y no condensables salen por la parte superior del ciclón y van al reactor catalítico R-102. En los siguientes apartados, se detallarán las características del reactor de pirólisis, el ciclón y el sistema de retorno de arena procedente del combustor de LFC (que queda fuera del alcance de este TFG), el sistema de alimentación de biomasa, el sistema de impulsión del nitrógeno usado como gas de fluidización y el sistema de precalentamiento, además de especificar el aislamiento térmico requerido en los equipos principales y de la instrumentación básica requerida para poder supervisar convenientemente el proceso. 22 Figura 7: Diagrama de flujo del proceso simplificado (elaboración propia) 23 3.3. Reactor de lecho fluidizado para pirólisis El reactor de lecho fluidizado circulante diseñado opera en régimen de fluidización rápida, procesa 1 t/h de biomasa con un flujo másico de arena de 10 t/h, obteniéndose 615,60 kg/h de bio-oil (rendimiento del 61,56 %) y un 94,38 % de conversión de biomasa. Con una geometría cilíndrica, tiene un diámetro interior de 235,70 mm y una longitud total de 4,00 m, lo que garantiza una relación longitud-diámetro adecuada para mantener un régimen de fluidización y garantizar el tiempo de residencia óptimo para la máxima conversión de bio-oil. Opera a 556 °C y a una presión de 1,4 atm, ya que el gas se introduce desde la base a alta presión teniendo en cuenta las pérdidas de carga asociadas al tren de precalentamiento, al riser junto con su placa distribuidora y al ciclón diseñado, lo que garantiza un flujo ascendente continuo a través del reactor. El caudal volumétrico de nitrógeno de 669,96 m³/h (556 ºC y 1,4 atm) se introduce por el plenum y se distribuye por la placa distribuidora. La velocidad superficial del gas a la entrada es de 4,60 m/s y la velocidad del gas en el lecho a la salida es de 10,37 m/s; ambas velocidades son superiores a la velocidad mínima de fluidización tanto de la arena (0,029 m/s) como de la biomasa (0,0074 m/s), lo que asegura un lecho completamente agitado y libre de caminos preferenciales. La masa de sólidos en el lecho son 26,67 kg. El tiempo de residencia medio de los gases en la zona de reacción es de 0,40 s, suficiente para completar las reacciones de pirólisis rápida y asegurar una conversión de biomasa del 94,38 %. Todos estos parámetros están dentro de los rangos usuales en pirólisis rápida. Está fabricado en acero inoxidable austenítico 253 MA, que ofrece una dureza máxima de 210 HB (Brinell) y 90–95 HRB (Rockwell B). En comparación, el AISI 310S alcanza hasta 192 HB y 80–95 HRB, mientras que el ferrítico AISI 446 presenta 185 HB y 90 HRB. Dado que el proceso involucra sólidos abrasivos y se requiere minimizar peso y costes, el 253 MA resulta óptimo: posee una densidad similar al AISI 446, pero su mayor estabilidad en atmósferas con nitrógeno y su resistencia a la oxidación hasta 1150 °C garantizan un funcionamiento más fiable (Anexo II). La carcasa del reactor se ha dimensionado con un espesor de 5 mm para garantizar su integridad mecánica frente a las presiones y esfuerzos internos durante la operación. Sobre dicha carcasa se ha colocado un aislamiento térmico de lana de roca de 80 mm de espesor (comercial inmediatamente superior al calculado, que es 75,18 mm), lo cual asegura que la temperatura en la superficie exterior no supere los 60 °C, protegiendo tanto a los equipos adyacentes como al personal y disminuyendo las pérdidas de calor desde 6,57 kW/m (sin aislamiento) hasta 272,90 W/m (285 kW/m con el espesor calculado). El aislamiento queda protegido por una chapa de acero inoxidable AISI 304 de 0,8 mm de espesor con una alta resistencia a la corrosión y la oxidación. El reactor conecta con el ciclón mediante un codo de 90° para garantizar un desvío eficiente del flujo de gases (Anexo III). En la zona inferior se sitúan el plenum y una placa distribuidora de gas, fabricados en acero inoxidable AISI-253 MA. El plenum actúa como una cámara de homogenización donde el gas de fluidización (nitrógeno) se remansa antes de ingresar al reactor. Tiene una longitud de 88,41 mm y un diámetro interior de 235,70 mm, dimensiones que aseguran una distribución homogénea del gas antes de su paso por la placa 30 escalonado también se consigue que los equipos sean más compactos y se disminuye la superficie expuesta a altas temperaturas, minimizando así las pérdidas por radiación. En la primera etapa, una corriente de nitrógeno con un caudal de 344 m³/h a presión y temperatura ambiente (393,90 kg/h) entra en los tubos de un intercambiador carcasa-tubo, que tiene una superficie de intercambio de 3 m², y sale a 160 °C. Como fluido calefactor se ha optado por vapor saturado a 180 °C y 10 bar, que circula por la carcasa y sale como líquido saturado para transferir una potencia calorífica de 17,37 kW. El diseño ha considerado un modelo de contacto en contracorriente puro con un paso por carcasa y otro por tubos. Se requieren 31,04 kg/h de vapor saturado en este primer intercambiador. La segunda etapa aumenta la temperatura del nitrógeno desde 160 °C hasta 370 °C utilizando 126 kg/h vapor sobrecalentado a 420 °C y 10 bar, el cual sale a 180 ºC (saturado) tras transferir energía mediante calor sensible. Se ha dimensionado un intercambiador en contracorriente puro con un paso por carcasa y otro por tubos con un área total de intercambio de 10,18 m² que permite transferir el calor necesario a la corriente de nitrógeno (18,71 kW). En la tercera y última etapa, el nitrógeno alcanza la temperatura objetivo de 556 °C mediante un tercer intercambiador carcasa y tubo tipo E configurado con tres pasos por carcasa y dos pasos por tubos. Se emplean 115,20 kg/h de vapor sobrecalentado que entra al equipo a 600ºC y 10 bar y sale a 420 °C, aportando los 12,60 kW necesarios con un área de intercambio de 5,97 m². El vapor es producido en un generador de vapor eléctrico presente en la planta. Por ejemplo, FILTER ofrece una amplia variedad de generadores de vapor eléctricos [75]. A continuación, el vapor es conducido a un sobrecalentador eléctrico, donde su temperatura se eleva hasta 600 °C. Desde el sobrecalentador, el vapor sobrecalentado se dirige primero al tercer intercambiador, donde cede parte de su energía térmica; posteriormente, atraviesa el segundo y finalmente el primer intercambiador. De este modo, se consigue la integración energética, aprovechando el contenido térmico del vapor. La producción mínima requerida en el generador es de 126 kg/h, regulándose el caudal hacia cada intercambiador mediante válvulas de by-pass. El caudal de vapor de agua excedente a 180 ºC y el caudal líquido a 180 ºC podrían integrase en otras unidades del proceso global no incluidas en el alcance del trabajo. La carcasa de todos los intercambiadores se ha dimensionado con un espesor de 5 mm y sobre la cual se dispone un aislamiento térmico de lana de roca de 30 mm (21,02 mm calculados) de espesor para el primer intercambiador, 70 mm (61,41 mm calculados) para el segundo y 100 mm (87,49 mm calculados) para el tercero. Con esto se asegura que la temperatura en la superficie exterior no supere los 60 °C, protegiendo tanto a los equipos adyacentes como al personal y disminuyendo las pérdidas de calor desde 1,65 kW/m (sin aislamiento) hasta 253 W/m (323,60 W/m con el espesor calculado) en el primer intercambiador, desde 7 kW/m a 559,50 W/m (619,30 W/m con el espesor calculado) en el segundo y desde 7,30 kW/m a 483 W/m (534,30 W/m con el espesor calculado) en el tercero. En todos los casos el aislamiento queda protegido por una chapa de acero inoxidable AISI 304 de 0,8 mm de espesor. 31 3.8. Soplante para la impulsión de nitrógeno Para el suministro de nitrógeno al reactor se ha seleccionado la soplante de tornillo rotativo CBS 121 L SFC de Kaeser Kompressoren [76] (Figura 14), accionada por un motor eléctrico de 18,5 kW. Con un caudal máximo de 756 m³/h, cubre con holgura el caudal de nitrógeno requerido: 344 m³/h a 1 atm y 25 °C. Cuenta con el sistema de control SIGMA Frequency Control (SFC), que ajusta el caudal al punto de operación sin disminuir la eficiencia ni utilizar válvulas de control, reduciendo así las pérdidas de carga y el consumo energético. Para desviar el nitrógeno requerido en el loop-seal se emplea una válvula de control asociada a un controlador de caudal que incorpora un sensor-transmisor de caudal másico en un conjunto que forma un mass-flow controller. El equipo es capaz de generar una presión diferencial de hasta 700 mbar, superando los 405,3 mbar (0,4 atm) que son necesarios para tener 1,4 atm a la salida, teniendo en cuenta que se debe vencer las pérdidas de carga asociadas al tren de precalentamiento, al riser junto con su placa distribuidora y al ciclón diseñado. Al estar diseñada para el manejo de aire seco y libre de aceites, la CBS 121 L SFC resulta adecuada para la alimentación de nitrógeno en el proceso de pirólisis rápida de biomasa. Sus dimensiones, incluyendo el gabinete de control, son 1110 mm de ancho, 1370 mm de profundidad y 1670 mm de altura, con un peso total de 750 kg. Figura 14: Soplante seleccionada para el suministro de nitrógeno [76] 3.9. Instrumentación de la planta Para monitorizar las principales variables de operación en la planta que permitan supervisar que la operación se realiza de un modo seguro y estable, se incluye la siguiente instrumentación: Medida de temperatura - Gas de entrada al reactor: se instalará cuatro sensores-transmisores de temperatura en la línea de suministro de gas de entrada: en la alimentación de N2, entre el primer intercambiador y el segundo, entre el segundo intercambiador y el tercero, y justo antes de entrar al reactor tras ser impulsado por la soplante. 32 - Entrada de sólidos recirculados al reactor: se colocará un sensor-transmisor de temperatura para garantizar que la arena se devuelve al reactor con el nivel térmico adecuado para que transfiera el calor requerido a la biomasa y tenga lugar la reacción de pirólisis. - A lo largo del reactor: se distribuirán puntos de medición de temperatura cada 0,5 metros para supervisar el perfil térmico y detectar posibles gradientes anómalos. - Gases a la salida del reactor antes de entrar en el ciclón y a la salida. En todos los casos los sensores utilizados serán termopares tipo K [77], con un tamaño compacto y capaces de medir hasta los 2000 ºC. Debido a la erosión severa a la que estarán expuestos los sensores, los termopozos deben fabricarse en un material duro, como el al Cr-Mo-V (AISI 4140) nitrurado de alta dureza y con gran resistencia al desgaste y la erosión. Medida de presión Se instalarán sensores-transmisores de presión absoluta de tipo capacitivo usando un diafragma como sensor primario [77] en cuatro puntos clave: - Línea de alimentación de nitrógeno a la soplante. - Base del reactor: Para ver la presión en la zona de inyección y en la zona inicial del lecho, donde se establecen las condiciones de fluidización. - Zona media: Crucial para detectar caídas de presión no deseadas y evaluar la estabilidad del lecho. - Final del riser: Permitirá un mejor seguimiento del comportamiento del flujo de gas y de partículas, asegurando que se mantenga la homogeneidad en la fase de transporte. - Zona de salida de los gases del ciclón para verificar la pérdida de carga en el mismo. Como protección frente a las altas temperatura, se incorporan sellos que aíslan el transmisor electrónico del sensor mediante tubos capilares rellenos de fluidos termoestables, como siliconas, evitando así daños por conducción térmica, además de alejar los transmisores de los focos de calor unos 3 m mediante tubing de interconexión, lo que contribuye a reducir la exposición térmica. Medida de caudal En el comienzo de la línea de suministro de nitrógeno, antes del precalentamiento, cuando el gas aún se encuentra a temperatura ambiente, se instalará un caudalímetro tipo Venturi [77]. Al ubicarse en esta sección de la línea, no será necesario emplear un sensor-transmisor diseñado para soportar altas temperaturas, reduciendo el coste. El caudalímetro tipo Venturi se basa en la medición de la presión diferencial entre la entrada y la garganta de este tubo, por lo que se debe incluir un sensortransmisor de presión diferencial de tipo capacitivo usando dos diafragmas como sensores primarios. Para desviar el nitrógeno impulsado por la soplante y requerido en el loop-seal se emplea una válvula de control asociada a un controlador de caudal que incorpora un sensor-transmisor de caudal másico en un conjunto que forma un mass-flow controller. Para garantizar que la alimentación de la biomasa al reactor es precisa y constante, se instalarán tres células de carga en la base de la tolva. Estas son sensores que permiten medir de forma precisa el peso de la biomasa almacenada, convirtiendo la fuerza ejercida por la carga en señales eléctricas que pueden ser leídas y procesadas para controlar el inventario. Cronometrando la alimentación, se puede deducir el caudal másico de sólido alimentado. 33 4. Memoria de cálculo n este capítulo se describen los procedimientos de cálculo seguidos en el diseño del reactor LFC para pirólisis rápida, así como en los sistemas auxiliares entre los que se incluyen el ciclón, el loopseal para recircular la arena al reactor, el tornillo sin fin para alimentar la biomasa al reactor, el sistema de precalentamiento e impulsión del nitrógeno al reactor y el aislamiento térmico del reactor, ciclón e intercambiadores de calor. Se incluyen los criterios de diseño, las hipótesis de partida, las ecuaciones aplicadas y los resultados obtenidos. 4.1. Reactor primario para pirólisis rápida 4.1.1. Cinética El comportamiento cinético relativo a la pirólisis de biomasa depende de la composición de esta. Como la estructura de la biomasa es muy compleja, el mecanismo cinético del proceso de pirólisis se representa de manera general, como se indica en la Figura 15. El modelo cinético propuesto por Kaushal y Abedi [35] clasifica las reacciones de pirólisis en dos categorías: primarias y secundarias, y ambas se modelan mediante una cinética de primer orden. En la etapa primaria, la biomasa se descompone en tres productos principales: gases, bio-oil y char (residuo carbonoso sólido). Posteriormente, el bio-oil sufre una descomposición adicional mediante dos reacciones secundarias paralelas, generando gas y char. Cabe destacar que en este modelo se considera que el char no interviene en ninguna otra reacción durante el proceso de pirólisis. Figura 15: Representación de las reacciones primarias y secundarias durante el proceso de pirólisis (elaboración propia basada en [8]) Se asume que la humedad de la biomasa se ha eliminado previamente, permitiendo expresar la velocidad de reacción de cada componente mediante las ecuaciones [1]-[4]: 𝑟𝑏𝑖𝑜=𝑑𝑚𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎 𝑑𝑡 =−(𝑘1+𝑘2+𝑘3)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎) E [1] 34 𝑟𝑔𝑎𝑠=𝑑𝑚𝑔𝑎𝑠 𝑑𝑡 =(𝑘1)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎)+(𝑘4)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙)+(𝛼𝑘6𝑚𝑐ℎ𝑎𝑟𝑚𝑜𝑖𝑙) 𝑟𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙=𝑑𝑚𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙 𝑑𝑡 =(𝑘2)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎)−(𝑘4+𝑘5+(𝑘6𝑚𝑐ℎ𝑎𝑟))∙(𝑚𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙) 𝑟𝑐ℎ𝑎𝑟=𝑑𝑚𝑐ℎ𝑎𝑟 𝑑𝑡 =(𝑘3)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎)+(𝑘5)∙(𝑚𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙)+(𝛽𝑘6𝑚𝑐ℎ𝑎𝑟𝑚𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙) donde 𝑑𝑚 𝑑𝑡 representa la velocidad de reacción en 𝑘𝑔 𝑠 y 𝑘𝑖=𝑘𝑖𝑜exp(−𝐸 𝑅∙𝑇) expresada en s-1 es la constante cinética según la ecuación de Arrhenius. Los parámetros α y β toman los valores de 0,05 y 0,95 respectivamente [78], representando los coeficientes estequiométricos en la reacción heterogénea entre el char y el bio-oil. Su función es cuantificar la proporción de masa convertida en gas y char, respectivamente, durante esta reacción secundaria. Los valores de la energía de activación de la reacción 𝐸 y del factor preexponencial 𝑘𝑖𝑜 para las distintas reacciones quedan reflejados en la Tabla 5: Tabla 5: Energía de activación y factor preexponencial para cada reacción [78] Reacción Producto E (kJ/mol) 𝒌𝒊𝟎 (𝒔−𝟏) 1 Gas 153 4,4∙109 2 Bio-oil 148 1,1∙1010 3 Char 112 3,3∙106 4 Gas 108 4,3∙106 5 Char 108 1∙105 6 Gas y char 43 7,1 m3/kg s Al simular el modelo en EES se observa como las reacciones secundarias cobran mayor relevancia a temperaturas superiores a 500 °C, afectando la distribución final de los productos. Las ecuaciones [5]-[8] expresan el balance de materia en función de la coordenada axial del reactor, z, en lugar del tiempo: 𝑟𝑏𝑖𝑜=𝑑𝑀𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎 𝑑𝑧 =−(𝑘1+𝑘2+𝑘3)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎𝑆) 𝑟𝑔𝑎𝑠=𝑑𝑀𝑔𝑎𝑠 𝑑𝑧 =(𝑘1)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎𝑆)+(𝑘4𝜀)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙𝑆)+(𝛼𝑘6𝐶𝑐ℎ𝑎𝑟𝐶𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙𝑆) 𝑟𝑜𝑖𝑙=𝑑𝑀𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙 𝑑𝑧 =(𝑘2)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎𝑆)−(𝑘4𝜀+𝑘5𝜀+(𝑘6𝐶𝑐ℎ𝑎𝑟))∙(𝐶𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙)∙𝑆 [2] [3] [4] [5] [6] [7] 35 𝑟𝑐ℎ𝑎𝑟=𝑑𝑀𝑐ℎ𝑎𝑟 𝑑𝑧 =(𝑘3)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎𝑆)+(𝑘5𝜀)∙(𝐶𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙𝑆)+(𝛽𝑘6𝐶𝑐ℎ𝑎𝑟𝐶𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙𝑆) donde 𝑆 es el área de la sección transversal del reactor, 𝜀 es la porosidad del lecho y 𝐶𝑖 es la concentración del compuesto i en kg/m3 en el volumen total de reactor, calculada como se muestra en la ecuación [9]: 𝐶𝑖=𝑀𝑖 𝑄𝑔𝑎𝑠𝑒𝑠/𝜀 Los flujos másicos, 𝑀𝑖 (kg/s), se han obtenido integrando las ecuaciones diferenciales con respecto a z (ecuación [10]), siendo z=4 la altura del reactor diseñado. 𝑀𝑖=𝑀𝑖0+ ∫ 𝑑𝑀𝑖 𝑑𝑧 𝑧=4 𝑧=0 𝑑𝑧 donde 𝑀𝑖0 es igual a 0 para todos excepto para la biomasa, donde es 0,28 kg/s (1 t/h). La Tabla 6 muestra los resultados obtenidos en el cálculo cinético: Tabla 6: Resultados obtenidos en la cinética en z=4 m k1 (s-1) 1,01 rbio (kg/s) -0,0096 k2 (s-1) 5,20 roil (kg/s) -0,0032 k3 (s-1) 0,29 rgas (kg/s) 0,0122 k4 (s-1) 0,67 rchar (kg/s) 0,00068 k5 (s-1) 0,02 Mbio (kg/s) 0,0160 k6 (s-1) 0,01 Moil (kg/s) 0,1710 Cbiomasa (kg/m3) 0,03 Mgas (kg/s) 0,0790 Cbio−oil (kg/m3) 0,37 Mchar (kg/s) 0,0126 Cgas (kg/m3) 0,17 Cchar (kg/m3) 0,03 El rendimiento o producción específica del bio-oil se calcula como: 𝑌𝑖𝑒𝑙𝑑𝑜𝑖𝑙=𝑀𝑏𝑖𝑜−𝑜𝑖𝑙 𝑀𝑏𝑖𝑜,0 La conversión de la biomasa introducida viene dada por: 𝐶𝑜𝑛𝑣𝑒𝑟𝑠𝑖ó𝑛𝑏𝑖𝑜=𝑀𝑏𝑖𝑜,0−𝑀𝑏𝑖𝑜 𝑀𝑏𝑖𝑜,0 El modelo 1-D asume uniformidad en la dirección radial, lo que permite obtener estimaciones aproximadas del funcionamiento del reactor. El comportamiento de las partículas se modela usando las siguientes suposiciones: i) Las partículas son esferas idénticas. ii) Sus propiedades físicas son isotrópicas. [8] [9] [10] [11] [12] 36 iii) Las partículas actúan como sistemas de capacidad calorífica agrupada (con temperatura uniforme). iv) El transporte de masa de partículas inmovilizadas no limita la velocidad del gas. v) Se omite el desgaste y la contracción de las partículas. Las propiedades de los sólidos presentes en el reactor se muestran en la Tabla 7: Tabla 7: Propiedades de los sólidos presentes en el reactor [66] Propiedad Biomasa Arena Tamaño (µm) 350 250 Densidad (kg/m3) 650 2580 Conductividad (W/mK) 0,20 0,25 Capacidad calorífica (J/kgK) 703 1600 Esfericidad [79] 0,63 0,86 Para la resolución del modelo ha sido necesario asumir una serie de características para los compuestos implicados en el proceso. La composición de los gases no condensables producidos se ha estimado que es la siguiente: 59 %vol de CO₂, 34 %vol de CO, 0,74 %vol de H₂ y 6,26 %vol de CH₄ [80], [81]. Por otro lado, el bio-oil generado se representa mediante una mezcla modelo compuesta por hidroxipropanol, furfural y ácido fórmico en una proporción volumétrica de 4:6,5:5 [82]. Se determinó la densidad de los gases no condensables y del bio-oil aplicando la ley de los gases ideales, normalizando la presión respecto a la atmosférica estándar y utilizando una masa molar promedio calculada a partir de las fracciones molares de cada componente, lo que permitió obtener los valores presentes en la Tabla 8: Tabla 8: Resultados de las densidades calculadas para el bio-oil y los gases no condensables Propiedad Bio-oil Gases no condensables Densidad (kg/m3) 1,32 0,65 4.1.2. Régimen de fluidización Para determinar la velocidad del gas necesaria para alcanzar el régimen de fluidización rápida, se han realizado los siguientes cálculos. En primer lugar, se ha determinado la velocidad mínima de fluidización (𝑢𝑚𝑓) con la ecuación [13], válida para 𝑅𝑒𝑚𝑓 < 20 tanto para la arena como para la biomasa. Esta velocidad es el punto en el que las partículas comienzan a quedar suspendidas en el flujo del gas, marcando la transición del lecho fijo al estado fluidizado. 𝑢𝑚𝑓=𝑔(𝜌𝑠−𝜌𝑔)𝜀𝑚𝑓 3𝜑2𝑑𝑝 2 150𝜇(1−𝜀𝑚𝑓) donde 𝑔 es la aceleración de la gravedad (m/s2), 𝜌𝑠 y 𝜌𝑔 son la densidad del sólido y del gas respectivamente en kg/m3, 𝜀𝑚𝑓 es la porosidad del lecho en el estado de mínima fluidización, 𝜑 es la [13] 37 esfericidad de las partículas sólidas, 𝜇 es la viscosidad dinámica del gas (𝑃𝑎∙𝑠) y 𝑑𝑝es el tamaño de partícula (m). 𝑅𝑒𝑚𝑓 es el número de Reynolds en el punto de mínima fluidización. Este número representa el equilibrio entre las fuerzas inerciales y las fuerzas viscosas del fluido en dicho estado. Para determinar 𝑅𝑒𝑚𝑓 , Wen y Yu [83] propusieron la siguiente ecuación basada en el número de Arquímedes, 𝐴𝑟: 𝐴𝑟=1650𝑅𝑒𝑚𝑓+24,5𝑅𝑒𝑚𝑓 2 El número de Arquímedes, 𝐴𝑟, es un parámetro adimensional que relaciona las fuerzas de flotación (debidas a la diferencia de densidad entre el sólido y el fluido) con las fuerzas viscosas que actúan sobre una partícula en un fluido. 𝐴𝑟=𝑑𝑝 3𝜌𝑔(𝜌𝑠−𝜌𝑔)𝑔 𝜇2 Posteriormente, se ha calculado la velocidad terminal (𝑢𝑡 ) para ambos sólidos. Esta velocidad corresponde a la máxima velocidad que alcanza una partícula al caer libremente a través del fluido, y se obtiene mediante la ecuación [16]: 𝑢𝑡=√4𝑑𝑝𝑔(𝜌𝑠−𝜌𝑔) 3𝐶𝐷𝜌𝑔 El cálculo del coeficiente de arrastre (𝐶𝐷) depende del número de Reynolds de la partícula. Para este caso, se ha empleado la correlación de Schiller and Naumann (1933) válida para 𝑅𝑒𝑡 < 800 (ecuación [17]). 𝑅𝑒𝑡=𝜌𝑔𝑢𝑡𝑑𝑝 𝜇 𝐶𝐷=24 𝑅𝑒𝑡(1+0,15𝑅𝑒𝑡0,687) A partir de estos cálculos, se ha estimado una velocidad superficial del gas tres veces superior a la velocidad terminal de mayor valor obtenida. Este valor ha sido seleccionado como parámetro de diseño inicial, con la posibilidad de ajustarlo en función de las necesidades específicas del proceso y las características del reactor. Finalmente, para verificar que la velocidad del gas estimada permite operar en régimen de fluidización rápida, se ha utilizado a la Figura 16, calculando los parámetros adimensionales 𝑑𝑝 ∗ y 𝑢∗ a partir de las ecuaciones [19] y [20], los cuales permiten ubicar el sistema en la Figura 16 y confirmar el régimen de operación. 𝑑𝑝 ∗=𝐴𝑟1 3 [16] [17] [18] [19] [14] [15] 38 𝑢∗=𝑢0−𝑢𝑚𝑓 𝑢𝑡−𝑢𝑚𝑓 Figura 16: Diagrama de régimen de flujo general para toda la gama de contactos gas-sólido; las letras C, A, B y D se refieren al tipo de sólido según Geldart [79] La Tabla 9 resume los resultados obtenidos en el estudio fluidodinámico del reactor. Tabla 9: Resumen de los resultados obtenidos en el estudio fluidodinámico del reactor Variable Símbolo Unidad Valor Velocidad mínima fluidización arena 𝑢𝑚𝑓 𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎 m/s 0,029 Velocidad mínima fluidización biomasa 𝑢𝑚𝑓 𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎 m/s 0,0074 Velocidad terminal arena 𝑢𝑡_𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎 m/s 1,54 Velocidad terminal biomasa 𝑢𝑡_𝑏𝑖𝑜𝑚𝑎𝑠𝑎 m/s 0,81 Diámetro de partícula adimensional (arena) 𝑑𝑝 ∗ - 5,25 Diámetro de partícula adimensional (biomasa) 𝑑𝑝 ∗ - 4,64 Velocidad adimensional (arena) 𝑢∗ - 3,04 Velocidad adimensional (biomasa) 𝑢∗ - 5,77 [20] ARENA BIOMASA 39 4.1.3. Porosidad del lecho En los reactores de lecho fluidizado, la porosidad es un parámetro clave que afecta tanto a la fluidodinámica como a la transferencia de masa y calor. Su valor influye en la interacción entre la fase sólida y gaseosa, condicionando la eficiencia del proceso. Este apartado presenta la definición de la porosidad, su cálculo en el estado de mínima fluidización y su variación a lo largo de la altura del reactor. La porosidad del lecho (ε) es la fracción del volumen total del lecho fluidizado que está ocupada por fluido (en este caso, nitrógeno gaseoso, bio-oil y gases generados). Esta magnitud representa los espacios que hay entre las partículas sólidas, de modo que: 𝜀=1−𝜀𝑠 donde 𝜀𝑠 es la fracción volumétrica ocupada por los sólidos en el lecho. En el estado de mínima fluidización, la porosidad del lecho 𝜀𝑚𝑓 puede calcularse mediante la correlación empírica de Li y Kwauk [79]: 𝜀𝑚𝑓=𝜀 (𝑅𝑒+0,02𝑅𝑒2 𝑅𝑒𝑚𝑓+0,02𝑅𝑒𝑚𝑓 2)0,2 A lo largo del eje axial (z), la fracción de sólidos en el lecho (𝜀𝑠) varía debido a la distribución de partículas en las diferentes regiones del reactor. Esta variación puede describirse mediante la siguiente ecuación, basada en el modelo de Kunii y Levenspiel [79]: 𝜀𝑠=(𝑒−𝑎𝑧(𝜀𝑠𝑑−𝜀𝑠∗))+𝜀𝑠∗ El modelo asume un decrecimiento exponencial de la concentración de sólidos desde la región densa inferior hasta la región de transporte neumático en la parte superior del lecho. Los parámetros involucrados son: - 𝜀𝑠∗: fracción de sólidos en la zona superior del reactor, donde las partículas alcanzan el transporte neumático. Se puede aproximar a 0,01 [84] para condiciones de transporte neumático de partículas. - Coeficiente de decaimiento, calculado como [85]: 𝑎=4𝑢𝑡 𝑢0 - 𝜀𝑠𝑑: fracción de sólidos en la región densa inferior del lecho fluidizado rápido. Representa la concentración de sólidos en la parte baja del lecho, donde su densidad es relativamente constante. Su valor puede obtenerse en función del flujo de sólidos, mediante la Figura 17. [21] [22] [23] [24] 46 La Figura 19 representa la evolución de la porosidad del lecho (ε) en función de la longitud del reactor (z). La curva obtenida exhibe un comportamiento creciente no lineal, con una pendiente que aumenta gradualmente al principio del reactor hasta llegar a prácticamente estabilizarse a partir z = 6-7 m. Inicialmente, la porosidad se sitúa en 0,8 y a medida que recorre el reactor se aproxima a 1. La concentración de sólidos en la zona de entrada del reactor es máxima y a partir de ahí tiene lugar una reducción en la fracción sólida del lecho. La porosidad inicial del lecho indica que un 80 % del volumen está ocupado por el gas y sólo un 20 % por las partículas sólidas, lo que corresponde a un lecho fluidizado en régimen de fluidización rápida, pero todavía con contacto sólido–sólido. Figura 19: Evolución de la porosidad a lo largo del reactor a la temperatura de operación T= 556 ºC Kunii y Levenspiel [79] divide el lecho en dos zonas principales: la fase densa, ubicada en la parte inferior con alta concentración de partículas, y la fase dispersa o freeboard, que se extiende desde la superficie de la fase densa hasta la salida de gas del reactor y en la que la densidad de sólidos decrece exponencialmente con la altura; en esta región, las partículas finas son arrastradas hacia arriba (carryover), mientras que las partículas más grandes descienden de nuevo al lecho denso, manteniendo así una baja concentración de sólidos en la fase dispersa. Seguidamente, se analizó el efecto de la temperatura y de la longitud del reactor sobre el tiempo de residencia de los gases, la conversión de biomasa y el rendimiento de bio-oil. Para cada valor de altura del reactor, la temperatura de operación se hizo variar entre 500 °C y 600 °C, evaluando cómo afecta a los parámetros mencionados en las Figuras 20 y 21. Para un reactor de 3 m de alto, se observa que el rendimiento de bio-oil aumenta inicialmente con la temperatura, alcanzando un valor máximo del 61,83 % a 560 °C, momento en el que la conversión de la biomasa es del 89,95 %. Sin embargo, al incrementar la temperatura a 600 °C, si bien la conversión se acerca al 100 %, el rendimiento del bio-oil desciende a 58,32 %, evidenciando que el craqueo térmico 47 y las reacciones secundarias empiezan a desviar parte de los vapores hacia productos gaseosos y sólidos. Para la misma altura, el tiempo de residencia en el reactor disminuye a medida que aumenta la temperatura. Un tiempo de residencia más corto explicaría la caída en el rendimiento de bio-oil ya que la biomasa no permanece el tiempo suficiente en el reactor para reaccionar. En la Figura 20 se observa un breve periodo (560-570 ºC) en el que tanto el tiempo de residencia como la conversión se estabilizan, reflejando un estado de equilibrio termoquímico transitorio en el que reacciones primarias y secundarias compiten por los mismos recursos energéticos y materiales. A partir de entonces, el rendimiento de bio-oil se estanca y luego disminuye, predominando las reacciones secundarias. Figura 20: Influencia de la temperatura en el rendimiento de bio-oil y la conversión de biomasa para un reactor de 3 m de altura En contraste, en un reactor de 5 m de altura (Figura 21), el tiempo de residencia aumenta, oscilando entre 0,64 y 0,41 s en el rango de 500 °C y 600 °C. En este escenario, el rendimiento de bio-oil máximo se obtiene a 550 °C (60,37 %), con una conversión de 95,41 %. Al subir la temperatura por encima de este punto, la mayor permanencia de los vapores en el reactor, sumada a la alta temperatura, fomenta las reacciones secundarias que penalizan la fracción líquida. De hecho, a 600 °C se observan rendimientos en torno al 46,05 % y conversiones casi totales, cerca del 99,98 %. Estos resultados ponen de manifiesto la importancia de equilibrar la temperatura y el tiempo de residencia. Un aumento excesivo de la temperatura acelera las reacciones primarias, pero también promueve la descomposición adicional de los vapores, lo cual reduce el rendimiento de bio-oil. Por su parte, un reactor más largo permite incrementar la conversión a temperaturas más moderadas, pero si el tiempo de residencia se combina con temperaturas demasiado elevadas, las reacciones secundarias siguen siendo significativas, dando lugar a una mayor formación de char y gases. Para conseguir una determinada producción de bio-oil, es posible incrementar la longitud del reactor y reducir la temperatura, de modo que la mayor duración de la reacción compense la menor velocidad de 0 0,05 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,45 0,5 20 40 60 80 100 480 500 520 540 560 580 600 620 Tiempo de residencia (s) Rendimiento produción bio-oil // Conversión Biomasa (%) Rendimiento Vs Temperatura Conversión Vs Temperatura Temperatura (ºC) 48 conversión térmica. Así, la biomasa se transforma de forma eficiente sin forzar en exceso las reacciones secundarias que merman la fracción líquida. Este razonamiento se confirma al observar que, a 5 m de longitud, no es necesario llegar a 575 °C para lograr rendimientos equiparables a los de 3 m, siempre y cuando se mantenga un balance adecuado entre las condiciones operativas. Figura 21: Efecto del tiempo de residencia sobre el rendimiento de bio-oil y la conversión de biomasa para un reactor de 5 m de altura Aunque la conversión puede acercarse al 100 % en condiciones más severas, ello no siempre se traduce en un máximo rendimiento de bio-oil, ya que existe una temperatura y un tiempo de residencia óptimos que maximizan la fracción líquida y minimizan la formación de productos secundarios no deseados, demostrando de manera consistente que la combinación adecuada de temperatura y longitud de reactor es determinante para optimizar la producción de bio-oil y evitar la excesiva formación de char y gases. A partir de la optimización realizada en EES, se encontró que, para un reactor de 5 m, la temperatura ideal es de 545 °C, lo que implica un tiempo de residencia de 0,49 s, una conversión del 93,93 % y un rendimiento de bio-oil del 60,52 %. En cambio, para un reactor de 4 m se alcanza el óptimo a 556 °C, con un tiempo de residencia de 0,40 s, obteniéndose una conversión del 94,36 % y un rendimiento de bio-oil del 61,56 %. Por ello, se ha decidido diseñar el reactor con 4 m de altura y operarlo a 556 °C, ya que estas condiciones maximizan la producción de bio-oil. 4.2. Ciclón El dimensionamiento del ciclón debe asegurar una velocidad de flujo adecuada para la separación de partículas. Según la teoría de diseño de ciclones, la velocidad del gas dentro del ciclón debe mantenerse en un rango entre 10 y 30 m/s, para garantizar una eficiencia de separación adecuada. Una velocidad demasiado baja puede reducir la fuerza centrífuga y, por lo tanto, la eficiencia de captura, mientras que 0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 20 40 60 80 100 480 500 520 540 560 580 600 620 Tiempo de residencia (s) Rendimiento produción bio-oil // Conversión Biomasa (%) Rendimiento Vs Temperatura Conversión Vs Temperatura Tiempo de residencia Vs Temperatura Temperatura (ºC) 49 una velocidad más elevada puede aumentar excesivamente la turbulencia y la caída de presión, disminuyendo el rendimiento general del ciclón [86]. Dentro de los distintos tipos de ciclones, destacan el ciclón estándar y el ciclón de alta eficiencia, que se diferencian principalmente por su capacidad de separación de partículas y por su diseño geométrico. Los ciclones estándar presentan una eficiencia moderada, siendo especialmente efectivos en la captura de partículas de tamaño mayor a 10-20 μm, mientras que los ciclones de alta eficiencia están diseñados para retener partículas más finas (menores a 5-10 μm) con mayor efectividad, que se consigue mediante modificaciones geométricas, como un diámetro reducido, una entrada tangencial más estrecha y un cono alargado, que aumentan la velocidad de rotación y, por ende, mejoran la retención de partículas. No obstante, estos avances en la eficiencia se acompañan de una mayor caída de presión y un incremento en el consumo energético. En este trabajo, se ha optado por emplear un ciclón estándar capaz de retener partículas de arena de aproximadamente 250 µm y las partículas más finas de char, alrededor de 130 µm [97]. Se ha seleccionado una velocidad de flujo (𝑢𝑐) de 15 m/s, dentro del rango recomendado, como un compromiso entre eficiencia de separación y minimización de la caída de presión [98]. El diámetro del ciclón (𝐷𝑐) se calcula utilizando la ecuación [38], que relaciona el caudal volumétrico total (𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙) con la velocidad de flujo deseada (uc): 𝐷𝑐=(4𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 𝜋𝑢𝑐)0,5 donde 𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙 es la suma del caudal volumétrico de gases no condensables, gases condensables o biooil y nitrógeno a la salida del reactor; se asume que el caudal volumétrico ocupado por las partículas arrastradas es despreciable en comparación al del gas. Entre las partes principales de un ciclón destacan: cuerpo del ciclón, parte cónica, conducto de entrada, conducto de salida y el rebosadero (Figura 22). Conocido el diámetro del ciclón, las demás dimensiones pueden calcularse a partir de las relaciones dadas en [99] para un ciclón convencional. 𝐻=0,5𝐷𝐶 𝑊𝐶=0,25𝐷𝐶 𝐷𝑒=0,5𝐷𝐶 𝑆=0,625𝐷𝐶 𝐿𝑏=2𝐷𝐶 𝐿𝑐=2𝐷𝐶 𝐷𝑑=0,25𝐷𝐶 [38] [42] [39] [41] [40] [43] [44] [45] 50 Finalmente, las dimensiones del ciclón diseñado para un caudal de gases de 1468,44 m3/h se muestran en la Tabla 14. Figura 22: Dimensiones de un ciclón estándar (elaboración propia) Tabla 14: Dimensiones del ciclón diseñado (mm) Dc: Diámetro del ciclón 186,10 Lb : Longitud del cuerpo 37,21 H: Altura de la entrada 93,03 S: Longitud del tubo de salida del gas 116,30 Wc : Ancho de la entrada 46,52 De : Diámetro de la salida del gas 93,03 Lc : Longitud del cono 37,21 Dd : Diámetro de la salida de sólidos 46,52 El número de vueltas efectivas [99] en un ciclón representa la cantidad de revoluciones que realiza el gas dentro del dispositivo durante su trayecto desde la entrada hasta la salida. Un mayor número de vueltas permite una mayor exposición de las partículas a las fuerzas centrífugas, facilitando su separación del flujo gaseoso y, por ende, incrementando la eficiencia del ciclón. Puede calcularse a partir de la ecuación [46]: 𝑁=1 𝐻(𝐿𝑏+𝐿𝑐 2) Para el ciclón diseñado, N=6. [46] 51 El diámetro de corte o 𝐷50 es el tamaño de partícula para el cual la eficiencia de separación es del 50 %, es decir, la mitad de las partículas de ese tamaño serán capturadas y la otra mitad seguirá en el flujo de salida. A medida que el diámetro de corte aumenta, la eficiencia de separación disminuye. 𝐷50=( 9𝜇𝑊 2𝜋𝑢𝑐𝑁(𝜌𝑠−𝜌𝑔))0,5 A partir del diámetro de corte (ecuación [47]) y del tamaño de las partículas a separar, puede conocerse la eficacia real de separación (Figura 23): Figura 23: Cálculo de la eficacia real de separación a partir del ratio D/𝐷50 [86] Tabla 15: Diámetro de corte y tamaños de partícula a separar 𝑫𝟓𝟎 Tamaño partículas char Tamaño partículas arena 3,34 μm 130 μm 250 μm En ambos casos, 𝐷 𝐷50 ≫10, por lo que la eficiencia de separación será prácticamente del 100%. Seguidamente se procederá al cálculo del tiempo de residencia del gas en el interior del equipo. Durante este tiempo, las partículas impactan en las paredes y luego son recogidas. 𝑡𝑟𝑐=𝜋𝐷𝑐𝑁 𝑢𝑐 Se obtiene un tiempo de residencia de 0,25 s del gas en el ciclón. Finalmente, se calcula la pérdida de carga: ∆𝑃𝑐=1 2𝜌𝑔𝑢𝑐2𝐾𝐻𝑊 𝐷𝑐2 [49] [48] [47] 52 donde K es una constante que depende de la configuración del ciclón y varía entre 12 y 18 para una entrada tangencial estándar del gas [99]. Con un valor intermedio de K se obtiene una pérdida de carga de 416,8 Pa. La Tabla 16 resume los resultados obtenidos durante el diseño del ciclón. Tabla 16: Resumen de los resultados obtenidos en el diseño del ciclón Variable Símbolo Unidad Valor Diámetro del ciclón Dc mm 196,00 Altura de la entrada H mm 98,00 Ancho de la entrada WC mm 49,00 Longitud del cono 𝐿𝑐 mm 391,90 Longitud del cuerpo 𝐿𝑏 mm 391,90 Longitud del tubo de salida del gas S mm 122,50 Diámetro de la salida del gas De mm 98,00 Diámetro de la salida de sólidos Dd mm 49,00 Número de vueltas efectivas N - 6,00 Diámetro de corte D50 μm 3,34 Eficiencia de separación η % 100,00 Tiempo de residencia del gas en el ciclón trc s 0,25 Velocidad del gas ug m/s 15,00 Pérdida de carga en el ciclón ∆𝑃𝑐 Pa 416,80 4.3. Sistema de recirculación de sólidos El diseño del loop-seal se fundamenta en el análisis de tres zonas principales: la cámara de suministro, donde se inyecta el gas para fluidizar el lecho y crear la diferencia de presión necesaria; la cámara de recirculación, que redirige los sólidos al sistema; y el tramo horizontal, en el que el gas arrastra y controla el movimiento de las partículas (Figura 24). Para dimensionar adecuadamente el sistema, es necesario conocer el diámetro medio de las partículas de arena (dp), su densidad aparente (𝜌𝐵 ), la porosidad del lecho (𝜀𝐿𝑆 ), la velocidad mínima de fluidización (𝑢𝑚𝑓_𝐿) y el ángulo de reposo (𝛼=34°). Por un lado, se conoce la caída de presión en el reactor y en el distribuidor para representar el efecto combinado (∆𝑃𝑅) en la sección de recirculación, y por otro lado la caída de presión del ciclón (∆𝑃𝐶). ∆𝑃𝑅=∆𝑃𝑟𝑒𝑎𝑐𝑡𝑜𝑟+∆𝑃𝑑𝑖𝑠𝑡𝑟𝑖𝑏𝑢𝑖𝑑𝑜𝑟 Se fijan las dimensiones iniciales basadas en la geometría del sistema [68]: - Longitud de la recirculación, 𝐿𝑟𝑒𝑐 = 0,5 m - Se asigna al diámetro de la cámara de suministro y al de la cámara de recirculación ( 𝐷𝑠𝑢𝑝,𝐷𝑟𝑒𝑐) el mismo valor que el diámetro del conducto de salida de sólidos calculado anteriormente para el ciclón. - El tramo horizontal interno se define mediante: Longitud tramo horizontal, LH = 𝐷𝑟𝑒𝑐 Altura tramo horizontal, HH = 1,2𝐷𝑟𝑒𝑐 [50] 53 Figura 24: Esquema simplificado loop-seal (elaboración propia) La cámara de suministro es el primer elemento del loop-seal y su función es asegurar el “sellado” del sistema, manteniendo el lecho de sólido en condiciones de mínima fluidización. Las partículas se asientan en la cámara de suministro con un ángulo de reposo, de modo que se define la longitud de “spread” o dispersión (LSPREAD) como el cociente entre la altura del tramo horizontal y la tangente del ángulo de reposo. Esto ayuda a determinar el espacio efectivo que deben recorrer las partículas cuando salen de la cámara de suministro hacia la de recirculación. Otros parámetros esenciales son los siguientes [68]: 54 - Porosidad efectiva del lecho, 𝜀𝐿𝑆 = 0,46 - Velocidad en la recirculación, 𝑢𝑟𝑒𝑐 = 4𝑢𝑚𝑓 - Flujo másico de sólidos (arena) en el loop-seal (GLS = Marena) - Distancia efectiva para el movimiento de partículas (LD)= 𝐷𝑟𝑒𝑐 + LH - LSPREAD Para calcular la altura del lecho en la cámara de suministro se definen los siguientes coeficientes empíricos [68]: 𝑎1=𝑒𝑥𝑝(−2,12𝑞𝐵 0,601) 𝑎2=0,108𝐺𝐿𝑆 0,497 𝑎3=𝑒𝑥𝑝(−0,21𝐿𝑟𝑒𝑐) Y se establece: 𝑏1=(1−𝑎1−𝑎2)𝑎3 Con la condición de que: 𝑏1=∆𝑃𝑟𝑒𝑐𝑔𝐿𝑟𝑒𝑐 𝜌𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎(1−𝜀𝐿𝑆) 𝑞𝐵 es una velocidad de flujo ajustada según la ecuación [56]: 𝑞𝐵=𝑢𝑟𝑒𝑐−𝑢𝑚𝑓(𝑢𝑟𝑒𝑐 𝑢𝑚𝑓)0,62 La caída de presión en el tramo horizontal se expresa como: ∆𝑃𝐻=𝜌𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎(1−𝜀𝐿𝑆)𝑔𝐿𝐷𝑠𝑒𝑛(𝛼) La presión total "blow‐through" del loop-seal (∆𝑃𝐵𝑇) es la suma de las caídas de presión en la sección horizontal, en la recirculación, en el lecho y en el ciclón, representando la diferencia total que impulsa el transporte de sólidos. ∆𝑃𝐵𝑇=∆𝑃𝐻+∆𝑃𝑟𝑒𝑐+∆𝑃𝑅+∆𝑃𝐶 La altura mínima para fluidización se define como: 𝐻𝑚𝑓=∆𝑃𝐵𝑇 𝜌𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎(1−𝜀𝐿𝑆)𝑔 Seguidamente, la altura corregida, que añade la contribución de las caídas de presión: [57] [56] [55] [54] [53] [52] [51] [58] [59] 55 𝐻sup _𝑐= 𝐻𝑚𝑓+∆𝑃𝐻+∆𝑃𝑅+∆𝑃𝐶 𝜌𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎(1−𝜀𝐿𝑆)𝑔 Finalmente, se establece una altura de seguridad en la cámara de suministro un 20% superior a la corregida: 𝐻sup =1,2𝐻sup _𝑐 El tramo horizontal es la sección determinante en la que se inician y controlan los flujos de sólidos, siendo el lugar donde el gas arrastra las partículas. La iniciación del flujo de sólidos ocurre cuando la fuerza de arrastre del gas en el tramo horizontal (Fd) supera la fuerza de resistencia del lecho. La fuerza de arrastre se expresa en función del coeficiente de arrastre (Cd), densidad del gas (ρg), velocidad superficial (𝑢𝐻) y porosidad del lecho (𝜀𝑔) según la ecuación [62]: 𝐹𝑑=𝐶𝑑𝜌𝑔(𝑢𝐻 𝜀𝑔)2 2 Para partículas con un bajo número de Reynolds (Re < 5.8): 𝐶𝑑=24 𝑅𝑒 Antes de iniciar el flujo, se define la velocidad de comienzo (𝑢𝑂𝑁) para la movilización de partículas. La constante 𝐾𝐿 es un factor de ajuste o corrección obtenido por los autores [68] derivado de las propiedades de las partículas, obtenido experimentalmente a partir de la caída de presión medida en un lecho fijo. Será utilizado posteriormente, con un valor igual a 1,6∙108 m-2 en el caso de la arena, para relacionar la viscosidad y la velocidad relativa del gas con la caída de presión en el sistema. 𝑢𝑂𝑁=∆𝑃𝐻 150𝐾𝐿𝜇𝐿𝐷 Se establece finalmente una correlación empírica [68] que permite dimensionar el caudal de sólidos (𝐺𝑠𝑜𝑙) en función de las condiciones de operación del tramo horizontal: 𝐺𝑠𝑜𝑙 =1,2𝜇(𝑢𝐻−𝑢𝑂𝑁)𝐴𝐻𝜌𝑎𝑟𝑒𝑛𝑎 𝑑𝑝𝜀 siendo 𝐴𝐻 el área transversal del tramo horizontal del loop-seal. Para garantizar el equilibrio del sistema se evalúa el caudal en el tramo horizontal: 𝑄𝐻=𝑢𝐻𝐴𝐻 [64] [65] [60] [61] [62] [63] [66] 62 eficiente que su variante de alta presión CBS 121 M SFC (0,568 m³/min por kW). La eficiencia de 0,681 m³/min por kW del CBS 121 L SFC significa que, por cada kilovatio de potencia consumida, la soplante produce 0,681 m³ por minuto de aire comprimido. El modelo L (baja presión) es 19,9% más eficiente que el modelo M (media presión) porque requiere menos energía para comprimir el aire a una menor presión, lo que se traduce en una mayor relación caudal/potencia. En el Anexo VI puede verse la hoja de datos con los distintos modelos proporcionada por el fabricante [76]. 4.7. Aislamiento térmico El diseño del aislamiento responde a la necesidad de reducir las pérdidas de energía durante la operación del equipo (reactor, ciclón o intercambiador de calor) y garantizar que la temperatura de su superficie exterior no exceda los 60 °C, protegiendo así tanto al personal como a los equipos circundantes, conforme establece el Reglamento de Instalaciones Térmicas en los Edificios [106]. Las Tablas 24-27 recogen los datos de partida de los diferentes equipos y los valores de conductividad térmica (λ) de los materiales empleados. De entre las opciones disponibles, se ha optado por la lana de roca (Tmáx = 750 °C) debido a su baja conductividad térmica (0,033-0,045 W/mK) frente al silicato de calcio (Tmáx = 650 °C; λ = 0,055–0,070 W/m·K). Aunque los sistemas multicapa con aerogel alcanzan valores de λ tan bajos como 0,015 W/m·K, su coste es de tres a cinco veces superior al de la lana de roca, razón por la que no se ha elegido. Adicionalmente, la lana de roca cuenta con clasificación incombustible A1 y permanece estable hasta 1000 °C sin degradarse. Tabla 24: Datos de partida en el reactor Temperatura interior (ºC) 556 Temperatura exterior (ambiente; ºC) 25 Temperatura superficial máxima permitida (ºC) 60 Diámetro interior (m) 235,70 Espesor de la carcasa de acero (mm) 5,00 Espesor del revestimiento exterior (mm) 0,8 Geometría Cilíndrica Tabla 25: Datos de partida en el ciclón Temperatura interior promedio (ºC) 500 Temperatura exterior (ambiente; ºC) 25 Temperatura superficial máxima permitida (ºC) 60 Diámetro interior (mm) 186,10 Espesor de la carcasa de acero (mm) 5,00 Espesor del revestimiento exterior (mm) 0,8 Geometría Cilíndrica 63 Tabla 26: Datos de partida en los intercambiadores de calor INTERCAMBIADOR 1 INTERCAMBIADOR 2 INTERCAMBIADOR 3 Temperatura interior (ºC) 180 Temperatura interior (ºC) 420 Temperatura interior (ºC) 600 Temperatura exterior (ambiente; ºC) 25 Temperatura exterior (ambiente; ºC) 25 Temperatura exterior (ambiente; ºC) 25 Temperatura superficial máxima permitida (ºC) 60 Temperatura superficial máxima permitida (ºC) 60 Temperatura superficial máxima permitida (ºC) 60 Diámetro interior (cm) 39,95 Diámetro interior (cm) 73,50 Diámetro interior (cm) 56,27 Espesor de la carcasa de acero (mm) 5,00 Espesor de la carcasa de acero (mm) 5,00 Espesor de la carcasa de acero (mm) 5,00 Espesor del revestimiento exterior (mm) 0,80 Espesor del revestimiento exterior (mm) 0,80 Espesor del revestimiento exterior (mm) 0,80 Geometría Cilíndrica Geometría Cilíndrica Geometría Cilíndrica Tabla 27: Conductividad (λ) de los materiales empleados en W/mK Acero AISI 253 MA 15,00 [105] Acero AISI 304 16,20 [107] Lana de roca 0,045 [108] El flujo de calor por unidad de área, desde el equipo hacia el ambiente siguiendo el gradiente térmico, se expresa mediante la ecuación [79]. 𝑄 𝐴=𝑇𝑖𝑛𝑡−𝑇𝑒𝑥𝑡 𝑅𝑔𝑙𝑜𝑏𝑎𝑙 donde la resistencia térmica global (𝑅𝑔𝑙𝑜𝑏𝑎𝑙) agrupa las contribuciones de los fenómenos de convección interno y externo, la resistencia por conducción a través del material y la resistencia debida a la radiación externa. Para el caso de una carcasa cilíndrica, la resistencia térmica por conducción (m2K/W) se calcula como: 𝑅𝐶=ln(𝑟𝑒𝑥𝑡 𝑟𝑖𝑛𝑡) 2 ∙ 𝜋∙ λ siendo 𝑟𝑒𝑥𝑡 el radio exterior de la capa y 𝑟𝑖𝑛𝑡 el interior, relacionados por el espesor de la capa. 𝑟𝑒𝑥𝑡=𝑟𝑖𝑛𝑡+𝑒 [80] [81] [79] 64 La resistencia térmica por convección (m2K/W) en una carcasa cilíndrica se calcula mediante la expresión: 𝑅𝐶𝑉=1 2∙𝜋∙𝑟∙ℎ𝐶𝑉,𝑖 donde ℎ𝐶𝑉,𝑖 es el coeficiente de convección (o coeficiente de película) en el interior, que ha sido calculado a partir de la correlación de Dittus-Boelter [102], válida para flujo turbulento completamente desarrollado en el interior de un conducto circular: 𝑁𝑢=0,023𝑅𝑒4 5𝑃𝑟0,4 siendo: 𝑁𝑢=ℎ𝐶𝑉,𝑖 D 𝑘𝑓𝑙𝑢𝑖𝑑𝑜 𝑃𝑟= 𝜇𝐶𝑃 𝑘𝑓𝑙𝑢𝑖𝑑𝑜 La resistencia térmica por radiación (m2K/W) hacia el exterior adopta una forma análoga a la de la convección, pero empleando el coeficiente de radiación, ℎ𝑟𝑎𝑑, que se determina como: ℎ𝑟𝑎𝑑=𝜀∙𝜎∙(𝑇𝑠𝑢𝑝(𝐾)+𝑇𝑎𝑚𝑏(𝐾))∙(𝑇𝑠𝑢𝑝 2(𝐾)+𝑇𝑎𝑚𝑏 2(𝐾)) siendo 𝜎 la constante de de Stefan-Boltzman (5,67∙10−8 W/m2 K4) y 𝜀 el coeficiente de emisión de la superficie (o emisividad), para el que se toma un valor de 0,9 [106]. Cuando la convección exterior y la radiación resultan simultáneamente relevantes (por ejemplo, en contacto con aire), ambas resistencias pueden combinarse en un único término para la superficie exterior: 𝑅𝐶𝑉−𝑟𝑎𝑑,𝑒𝑥𝑡=1 2∙𝜋∙𝑟𝑒𝑥𝑡∙(ℎ𝑒𝑥𝑡+ℎ𝑟𝑎𝑑 ) donde ℎ𝑒𝑥𝑡 es el coeficiente de convección (también conocido como coeficiente de película) en el exterior, calculado mediante la siguiente correlación, válida para convección natural sobre tubos en presencia de flujo laminar donde 10-6 < Ra < 109 y Pr > 0,5 [109]: 𝑁𝑢=0,36+0,518 𝑅𝑎1 4 (1+(0,56 𝑃𝑟)9 16)4 9 [82] [86] [87] [83] [84] [85] [88] 65 siendo Ra el número de Rayleigh, el cual está relacionado con el número de Prandtl (Pr) y el número de Grashof (Gr). 𝑅𝑎=𝑃𝑟∙𝐺𝑟 𝐺𝑟=𝑔𝛽 𝑣2∆𝑇𝐷3 ∆𝑇=𝑇𝑠𝑢𝑝𝑒𝑟𝑓𝑖𝑐𝑖𝑒−𝑇𝑎𝑖𝑟𝑒 El coeficiente de dilatación térmica (𝛽) para el supuesto de gas ideal: 𝛽= 1 𝑇𝑎𝑖𝑟𝑒(𝐾) Para estimar las pérdidas térmicas en ausencia de aislamiento, se consideran la convección interna, la conducción a través de la carcasa de acero, que es de 5 mm, y la convección-radiación exterior. En este escenario, al no contar con capa aislante, la temperatura de la carcasa coincide con la del interior del equipo al asumir que las resistencias internas a la transferencia de calor y a la conducción son despreciables frente a la convección y radiación en el exterior, siendo considerablemente superior a la temperatura ambiente. A continuación, se procede a determinar el espesor del aislamiento; aunque existen varios métodos, se ha optado por calcularlo con el objeto de mantener una temperatura máxima en la superficie exterior igual a 60 ºC. Para ello, se iguala el flujo térmico total transferido con el flujo que se produce entre dicha superficie y el entorno exterior. 𝑇𝑠𝑢𝑝,𝑒𝑥𝑡−𝑇𝑒𝑥𝑡 1 2𝜋𝑟𝑒𝑥𝑡(ℎ𝑒𝑥𝑡+ℎ𝑟𝑎𝑑 ) =𝑇𝑖𝑛𝑡−𝑇𝑒𝑥𝑡 1 2𝜋𝑟𝑖𝑛𝑡ℎ𝑖𝑛𝑡+ln(𝑟1 𝑟𝑖𝑛𝑡) 2𝜋 λ𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜+ln(𝑟2 𝑟1) 2𝜋 λ𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒+ln(𝑟𝑒𝑥𝑡 𝑟2) 2𝜋 λ𝑎𝑐𝑒𝑟𝑜+ 1 2𝜋𝑟𝑒𝑥𝑡(ℎ𝑒𝑥𝑡+ℎ𝑟𝑎𝑑 ) siendo (e, espesor): 𝑟1=𝑟𝑖𝑛𝑡+𝑒𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 𝑟2=𝑟1+𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑟𝑒𝑥𝑡=𝑟2+𝑒𝑟𝑒𝑣𝑒𝑠𝑡𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 Los resultados se muestran en las Tablas 28-32. [94] [95] [96] [91] [90] [92] [93] [89] 66 Tabla 28: Resultados obtenidos en el cálculo del aislamiento del reactor 𝑄𝑠𝑖𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (kW/m) 6,57 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (W/m) 272,90 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (W/m) 285 𝑅𝐶,𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 (m2K/W) 1,69 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜/ 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (mm) 75,18 / 80,00 𝑅𝐶,𝑟𝑒𝑣𝑒𝑠𝑡𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (m2K/W) 0,00004 ℎ𝑟𝑎𝑑 (W/m2 K) 6,43 𝑅𝐶𝑉,𝑖𝑛𝑡 (m2K/W) 0,05 𝑅𝐶,𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 (m2K/W) 0,00044 𝑅𝐶𝑉−𝑟𝑎𝑑,𝑒𝑥𝑡𝑒𝑟𝑖𝑜𝑟 (m2K/W) 0,12 ℎ𝑒𝑥𝑡 (W/m2 K) 0,09 ℎ𝑖𝑛𝑡 (W/m2 K) 26,28 Tabla 29: Resultados obtenidos en el cálculo del aislamiento del ciclón Qsin aislamiento (kW/m) 5,36 Qcon aislamiento normalizado (W/m) 226,70 Qcon aislamiento (W/m) 236,40 RC,aislante (m2K/W) 1,82 eaislante calculado/ eaislante normalizado (mm) 65,77 / 70 RC,revestimiento (m2K/W) 0,00005 hrad (W/m2 K) 6,43 RCV,int (m2K/W) 0,046 RC,carcasa (m2K/W) 0,00055 RCV−rad,exterior (m2K/W) 0,15 hext (W/m2 K) 0,10 hint (W/m2 K) 38,29 Tabla 30: Resultados obtenidos en el cálculo del aislamiento del primer intercambiador 𝑄𝑠𝑖𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (kW/m) 1,65 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (W/m) 253,00 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (W/m) 323,60 𝑅𝐶,𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 (m2K/W) 0,35 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜/ 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (mm) 21,02 / 30,00 𝑅𝐶,𝑟𝑒𝑣𝑒𝑠𝑡𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (m2K/W) 3,7×10-5 ℎ𝑟𝑎𝑑 (W/m2 K) 6,43 𝑅𝐶𝑉,𝑖𝑛𝑡 (m2K/W) 0,02 𝑅𝐶,𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 (m2K/W) 2,62×10-4 𝑅𝐶𝑉−𝑟𝑎𝑑,𝑒𝑥𝑡𝑒𝑟𝑖𝑜𝑟 (m2K/W) 0,10 ℎ𝑒𝑥𝑡 (W/m2 K) 0,07 ℎ𝑖𝑛𝑡 (W/m2 K) 31,96 Tabla 31: Resultados obtenidos en el cálculo del aislamiento del segundo intercambiador 𝑄𝑠𝑖𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (kW/m) 7,00 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (W/m) 559,50 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (W/m) 619,30 𝑅𝐶,𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 (m2K/W) 0,54 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜/ 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (mm) 61,41 /70,00 𝑅𝐶,𝑟𝑒𝑣𝑒𝑠𝑡𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (m2K/W) 1,95×10-5 ℎ𝑟𝑎𝑑 (W/m2 K) 6,43 𝑅𝐶𝑉,𝑖𝑛𝑡 (m2K/W) 0,04 𝑅𝐶,𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 (m2K/W) 1,4 ×10-4 𝑅𝐶𝑉−𝑟𝑎𝑑,𝑒𝑥𝑡𝑒𝑟𝑖𝑜𝑟 (m2K/W) 0,06 ℎ𝑒𝑥𝑡 (W/m2 K) 0,05 ℎ𝑖𝑛𝑡 (W/m2 K) 10,46 67 Tabla 32: Resultados obtenidos en el cálculo del aislamiento del tercer intercambiador 𝑄𝑠𝑖𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (kW/m) 7,30 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (W/m) 483 𝑄𝑐𝑜𝑛 𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (W/m) 534,30 𝑅𝐶,𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 (m2K/W) 0,94 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑐𝑎𝑙𝑐𝑢𝑙𝑎𝑑𝑜/ 𝑒𝑎𝑖𝑠𝑙𝑎𝑛𝑡𝑒 𝑛𝑜𝑟𝑚𝑎𝑙𝑖𝑧𝑎𝑑𝑜 (mm) 87,49 / 100,00 𝑅𝐶,𝑟𝑒𝑣𝑒𝑠𝑡𝑖𝑚𝑖𝑒𝑛𝑡𝑜 (m2K/W) 2,2×10-5 ℎ𝑟𝑎𝑑 (W/m2 K) 6,43 𝑅𝐶𝑉,𝑖𝑛𝑡 (m2K/W) 0,07 𝑅𝐶,𝑐𝑎𝑟𝑐𝑎𝑠𝑎 (m2K/W) 1,87×10-4 𝑅𝐶𝑉−𝑟𝑎𝑑,𝑒𝑥𝑡𝑒𝑟𝑖𝑜𝑟 (m2K/W) 0,07 ℎ𝑒𝑥𝑡 (W/m2 K) 0,06 ℎ𝑖𝑛𝑡 (W/m2 K) 8,37 Por último, cabe destacar que las resistencias térmicas por conducción en el revestimiento exterior de cada equipo resultan despreciables frente al resto de resistencias presentes en el sistema, por lo que pueden ser omitidas sin comprometer la precisión del análisis térmico global. 68 69 5. 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Dicha clasificación distingue cuatro grupos principales [79]: - Grupo A (Aierables): Caracterizado por partículas de baja densidad (entre 1400 y 1600 kg/m³) y un tamaño comprendido entre 20 y 100 μm. Estas partículas presentan una fluidización eficiente con una notable expansión del lecho antes de la formación de burbujas. Además, las burbujas generadas son de pequeño tamaño, favoreciendo un régimen homogéneo. - Grupo B (Arenosos): Incluye partículas de tamaño comprendido entre 40-500 μm. En este caso, la fluidización se inicia con la aparición inmediata de burbujas, sin una expansión previa del lecho. El comportamiento del sistema es más turbulento que en el grupo anterior. - Grupo C (Cohesivos): Comprende partículas ultrafinas (menores de 20 μm) con una fuerte tendencia a formar aglomerados. - Grupo D (spoutable): Engloba partículas de tamaño superior a 500 μm y/o alta densidad, cuya fluidización demanda velocidades de gas significativamente mayores. I.2. Régimen de fluidización Figura 26: Diversas formas de contacto sólido – fluido [83] En un lecho fluidizado, el régimen de fluidización está determinado principalmente por la velocidad del fluido que atraviesa el sistema. A bajas velocidades, el sistema se encuentra en estado de lecho fijo (a), donde las partículas permanecen estáticas y el fluido circula a través de los espacios intersticiales sin inducir movimiento apreciable en el sólido. 80 Conforme la velocidad del fluido aumenta hasta un valor crítico, se entra en la condición de mínima fluidización (b), momento en el cual la fuerza ejercida por el gas equilibra el peso de las partículas, generando una suspensión estable sin formación de burbujas ni expansión significativa del lecho. En sistemas en los que el fluido es un líquido o donde se fluidizan partículas muy finas con gas, se puede observar un régimen de fluidización homogénea o suave (c), caracterizado por la distribución uniforme de las partículas. Si la velocidad del gas continúa incrementándose, el sistema entra en fluidización burbujeante (d), donde comienzan a formarse burbujas dentro del lecho. En condiciones donde se forman burbujas que ocupan casi toda la sección del reactor se distinguen dos tipos de “slugging” o formación de tapones que afectan al contacto gas–sólido: Los axial slugs (e) ocurren con partículas finas (Geldart A/B) y velocidades de gas moderadas. El lecho se tapona de forma casi uniforme, generando “slugs” con una interfase redondeada que ascienden rápidamente. Los flat slugs (f) aparecen con partículas gruesas (Geldart D), en reactores de pequeño diámetro y a velocidades de gas más bajas que en los slugs axiales. Los “slugs” tienen una interfase plana. A velocidades aún mayores, el lecho entra en fluidización turbulenta o rápida (g), donde la ruptura de burbujas y el movimiento de las partículas favorecen la mezcla de los componentes presentes en el lecho. Finalmente, cuando la velocidad del gas supera un umbral crítico, se alcanza el régimen de fluidización en fase diluida o transporte neumático (h), donde las partículas son completamente arrastradas por el gas y transportadas en suspensión fuera del lecho. I.3. Distribuidores Existen diversos tipos de distribuidores, entre los que se incluyen placas perforadas, platos de campana (bubble cap trays), distribuidores de ranuras inclinadas, distribuidores con toberas y campanas (nozzles), y distribuidores tipo sparger, cada uno con ventajas y desventajas específicas. Los distribuidores de platos de campana consisten en orificios con tapas que permiten la distribución lateral del gas bajo las campanas. Pueden reducir el riesgo de formación de zonas muertas, pero suelen ser más caras y complejas de fabricar, mientras que los distribuidores de ranuras inclinadas generan un movimiento giratorio en el gas que mejora la dispersión lateral y la calidad de la fluidización. Entre los principales tipos de distribuidores, las placas perforadas representan una alternativa ampliamente utilizada gracias a su facilidad de fabricación y bajo coste; pueden configurarse de distintas maneras, siendo el tamaño de los orificios variable: oscila entre 1 y 2 mm en sistemas pequeños y puede alcanzar hasta 50 mm en unidades de gran capacidad. Otra opción son los distribuidores con toberas y campanas, diseñados para impedir que las partículas sólidas se filtren a través del sistema, aunque en algunos casos pueden generar zonas de baja circulación del gas que afectan la eficiencia del proceso. Algunos de estos diseños incorporan orificios de alta 81 resistencia para optimizar el flujo de gas y minimizar la formación de regiones con baja velocidad de fluidización (Figura 27). Figura 277: Distribuidores con toberas y campanas. a) Toberas de placa porosa múltiple; b)Boquillas; c) Campanas de burbujeo; d) Toberas de ranura. [79] Por otro lado, los distribuidores tipo sparger se utilizan en sistemas que requieren la inyección de gases reactivos en el lecho fluidizado; en estas aplicaciones, suelen operar con un gas portador secundario que facilita la introducción y dispersión homogénea del gas reactivo dentro del lecho. 82 83 ANEXO II: Material de construcción del reactor l material de construcción del pirolizador de biomasa debe soportar temperaturas elevadas, resistir la erosión generada por la circulación de partículas sólidas y mantener su estabilidad estructural en un ambiente químicamente agresivo, con presencia de gases reactivos y posibles depósitos de carbón. En este trabajo, se han evaluado dos aceros inoxidables austeníticos diseñados para aplicaciones a alta temperatura: AISI 310S y AISI 253 MA (UNS S30815) [110, 111, 112] y aceros refractarios entre los que se ha destacado el AISI 446 [113]. El acero AISI 310S es un acero inoxidable con un alto contenido de cromo (24-26%) y níquel (1922%), lo que le confiere buena resistencia a la oxidación hasta 1150°C, estabilidad mecánica y soldabilidad. Su bajo contenido de carbono (máx. 0,08%) en comparación con la variante estándar AISI 310 mejora su resistencia a la corrosión intergranular tras la soldadura. Sin embargo, una de sus principales limitaciones es su susceptibilidad a la carburización, fenómeno en el que el carbono, presente en los gases del proceso, se difunde en la estructura del acero a altas temperaturas alterando sus propiedades mecánicas y reduciendo su resistencia a la corrosión. Además, exposiciones prolongadas a atmósferas ricas en carbono pueden provocar fragilización y pérdida de ductilidad. Por otro lado, el AISI 253 MA es una aleación optimizada para resistir la carburización y la fluencia térmica en ambientes de alta temperatura. Su composición química incorpora nitrógeno (0,14-0,20%), silicio (1,40-2,00%) y cerio (0,03-0,08%), lo que favorece la formación de una capa protectora de óxido que minimiza la oxidación y protege la superficie del material en atmósferas con bajos niveles de oxígeno. En comparación con el 310S, el AISI 253 MA muestra una mayor resistencia a la carburización y al ataque de gases que contienen carbono, nitrógeno y azufre. Los aceros refractarios son aleaciones diseñadas para operar por encima de 800 °C en atmósferas químicamente agresivas, conservando su integridad mecánica mediante la formación de capas protectoras de óxido (Cr₂O₃ o Al₂O₃) estables hasta 1100–1300 °C. Su elevada conductividad térmica y bajo coeficiente de expansión, inferiores a los de los aceros austeníticos, reducen las tensiones y deformaciones térmicas en ciclos de calentamiento y enfriamiento. El AISI 446, un acero ferrítico con 23–27 % de cromo, punto de fusión de 1510 °C y conductividad térmica de 21,6 W/m·K a 500 °C. Finalmente, se ha elegido el acero inoxidable austenítico 253 MA, porque ofrece una dureza máxima de 210 HB (Brinell) y 90–95 HRB (Rockwell B). En comparación, el AISI 310S alcanza hasta 192 HB y 80–95 HRB, mientras que el acero ferrítico AISI 446 presenta 185 HB y 90 HRB. Dado que el proceso involucra sólidos abrasivos y se requiere minimizar peso y costes, el 253 MA resulta más adecuado. E 84 85 ANEXO III: Configuraciones de la salida de los gases reactor n la salida del reactor, un factor determinante a tener en cuenta es el retroceso de sólidos, cuantificado mediante el parámetro km. Este coeficiente se define como la relación entre el flujo descendente de partículas en la periferia del riser y la diferencia entre el flujo ascendente en el núcleo y el descendente en la región externa. La geometría de la salida del riser influye significativamente en el valor de km, afectando así la dinámica de sólidos en el sistema. Valores menores de km sugieren una salida más eficiente de los sólidos del sistema. Se han analizado diversas configuraciones de salida en estudios previos [114] para caracterizar su impacto en el reflujo de sólidos (Figura 28). Se ha comprobado que el diseño de esta sección puede modificar la distribución de partículas en el riser y, en consecuencia, el rendimiento global de la unidad. Figura 28: Valores de la relación de reflujo para una variedad de curvas de salida del tubo ascendente [114] Se ha elegido una configuración de salida en ángulo recto (right angle exit) por su facilidad constructiva y su reducido valor de km aunque para el propósito del presente trabajo, el valor del parámetro km no constituye un factor determinante en los cálculos de diseño realizados. La caracterización de la salida del reactor se ha abordado desde una manera descriptiva, enfocándose en la selección cualitativa de la geometría que parece más adecuada pero no se han realizado cálculos. E 86 87 ANEXO IV: Hoja de cálculo para diseño y cálculo de transportadores helicoidales