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Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
UNIVERSIDAD DE ALICANTE
FA C U L T A D
D E
C I E N C I A S
DEPARTAMENTO DE QUIMICA INORGÁNICA E INGENIERA QUIMICA
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DIVISION DE INGENIERA QUIMICA
ALICANTE, JUNIO 1989
Memoria que para optar al
Grado de Doctor en Ciencias
Químicas presenta
JOSE MARIA LOPEZ GABANES
DIGESTION ANAEROBIA DE
LODOS DE DEPURADORA, ETAPAS
C 0 N T R 0 1 A N T E S
Y
C I N E T I C A
DEL PROCESO
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Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
Telex 66616 UDEA ETeléfono (96) 5661150
Ext. 1134 - 1135
Apartado 99 - ALICANTE
RAFAEL FONT MONTESINOS, Dr . EN
DE LA DIVISION DE INGENIERIA QU
DE LA UNIVERSIDAD DE ALICANTE .
CERTIFICO : Que D . JOSE MARIA LOPE
(Sección Químicas) ha
la División de Ingen
Ciencias de la Univer :
bajo el título "DIGES
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CIENCIAS QUIMICAS Y CATEDRATICO
IMICA DE LA FACULTAD DE CIENCIAS
Z CABANES, Licenciado en Ciencias
realizado bajo mi dirección en
'ería Química de la Facultad de
sidad de Alicante, el trabajo que
ION ANAEROBIA DE LODOS DE DEPURA-
TES Y CINETICA DEL PROCESO", cons
a aspirar al Grado de Doctor en
uniendo a mi juicio las condicio-
ser presentada y defendida ante
¡ente .
os efectos oportunos, en cumpli-
ión vigente, firmo el presente
e, a veinte de Junio de mil nove-
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L FONT MONTESINOSFdo : RAF
tedrático de Ingeniería Química
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Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
A mi hijo Alvaro
A Sus¡
A mis vadre
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
A G R A D E C I M I E N T O S
El presente trabajo se ha realizado en la Divisiónde Ingeniería Química de la Facultad de Ciencias de la Universidadde Alicante, bajo la dirección del Dr . D . Rafael Font Montesinos,a quien deseo manifestar mi más profundo y sincero agradecimiento
por su continua y valiosa dirección, así como la constante ayudaprestada que ha hecho posible la finalización de este trabajo .
Asimismo quiero expresar mi reconocimiento al Dr . D .Francisco Ruiz Beviá, por sus valiosas indicaciones y estímulodurante este tiempo .
Debo mencionar también a todos mis compañeros de Divi-sión, por la desinteresada colaboración que me han brindado duran-te estos años, ante cualquier problema .
Finalmente quisiera destacar todas las facilidadesy medios puestos a mi disposición por parte de la empresa SEAR,SAque me han permitido concluir esta memoria .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
I N D I C E
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
I N D I C E
1 . RESUMEN . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
1
2. INTRODUCCION A LOS PROCESOS DE DEPURACION DE AGUAS . . .
2.1 . Tratamientos para la depuración de las aguas residuales .
3
3
5
5
6
7
10
12
13
14
15
15
15
16
16
17
1718
1819
21
23
24
25
25
25
26
26
2 .1 .1 . Tratamiento prevío y primario . . . . . . . . . .2 .1 .2 . Tratamiento secundario o biológico . . . . . . .
2 .1 .2 .1 . Procesos aerobios . . . . . . . . . . .
2 .1 .2 .2 . Procesos anaerobios . . . . . . . . . .
2 .1 .3 . Tratamiento terciario . . . . . . . . . . . . .
2 .2 . Estación depuradora de Alicante . . . . . . . . . . . .
2 .2 .1 . Desbaste de gruesos y bombeo . . . . . . . . . .2 .2 .2 . Rejas de finos . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .3 . Desarenadores . . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .4 . Decantación primaria . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .5 . Tratamiento biológico . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .6 . Decantación secundaria . . . . . . . . . . . . .2 .2 .7 . Cloración . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .8 . Espesadores de lodos . . . . . . . . . . . . . .2 .2 .9 . Digestores primarios de fermentación anaerobia .2 .2 .10 . Digestor secundario de fermentación anaerobia .2 .2 .11 . Acondicionamiento térmico de los lodos . . . . .2 .2 .12 . Secado de los lodos . . . . . . . . . . . . . .
2 .3 . Características de los lodos . Sistemas de tratamiento .
2 .3 .1 . Naturaleza de los lodos . . . . . . . . . . . . .2 .3 .2 . Sistemas de tratamiento . . . . . . . . . . . . .
2 .3 .2 .1 . Procesos de espesamiento . . . . . . . .2 .3 .2 .2 . Procesos de estabilización . . . . . . .2 .3 .2 .3 . Acondicionamiento de los lodos . . . . .2 .3 .2 .4 . Deshidratación . . . . . . . . . . . . .2 .3 .2 .5 . Secado - Incineración . . . . . . . . .
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2 .3 .3 . Eliminación y aprovechamiento de los lodos . 26
. 29
. 29
. 33
. 34
. 34
. 36
. 36
. 38
. 40
. 40
. 42
. 43
. 45
. 46
3.4. Etapas de la digestión anaerobia . Esquemas y reacciones
. 47
. 57
' 31
' 58
' 59
. 68
. 68
. 68
. 77
. 86
. 86
. 87
3. DIGESTION ANAEROBIA . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
3.1. Generalidades . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
3.2 . Antecedentes históricos de la digestión anaerobia . .
3 .3 . Tipos de digestores . . . . . . . . . . . . . . . . .
3 .3 .1 . Reactor discontínuo o por cargas . . . . . . .3 .3 .2 . Digestor de flujo de pistón . . . . . . . . . .
3 .3 .3 . Digestor monoetapa o tanque agitado . . . . . .
3 .3 .4 . Proceso de contacto anaerobio . . . . . . . . .
3 .3 .5 . Filtro anaerobio . . . . . . . . . . . . . . .3 .3 .6 . Digestor de lecho en película . . . . . . . . .3 .3 .7 . Digestor de lecho fluidizado . . . . . . . . .3 .3 .8 . Digestor de lecho de lodos . . . . . . . . . .3 .3 .9 . Reactor de lecho expandido . . . . . . . . . .3 .3 .10 . Digestión en dos fases . . . . . . . . . . . .3 .3 .11 . Sistemas mixtos . . . . . . . . . . . . . . .
propuestos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
3 .4 .1 . Etapa hidrolítica y fermentativa . . . . .
3 .4 .1 .1 . Fermentación de polisacáridos . .
. .
. .
. .
3 .4 .1 .2 . Fermentación de otros compuestos . .
3 .4 .2 . Etapa acetogénica . . . . . . . . . . . . . . .
3 .4 .2 .1 . Bacterias homoacetogénicas . . . . . .3 .4 .2 .2 . Bacterias acetogénicas . . . . . . . .
3 .4 .3 . Etapa metan6gena . . . . . . . . . . . . . . .
3 .4 .4 . Papel regulador del hidrógeno . . . . . . . . .
3 .4 .4 .1 . Etapa fermentativa . . . . . . . . . .
3 .4 .4 .2 . Etapa acetogénica . . . . . . . . . .
3 .5. Factores que influyen en el proceso de digestión
anaerobia . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
3 .5 .1 . Factores ambientales . . . . . . . . . . . . .
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3 .5 .1 .1 . Temperatura . . . . . . . . . . . . . . . 91
3 .5.1 .2 . pH . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 93
3 .5 .1 .3 . Alcalinida d . . . . . . . . . . . . . . . 94
35 .1 .4 . Acidos grasos volátiles . . . . . . . . . 943 .5 .1 .5 . Potencial redox . . . . . . . . . . . . . 95
3 .5.1 .6 . Nutrientes . . . . . . . . . . . . . . . 95
3 .5 .1 .7 . Inhibidores . . . . . . . . . . . . . . . 97
3 .5 .2 . Factores operacionales . . . . . . . . . . . . . . 100
3 .5 .2 .1 . Agitación . . . . . . . . . . . . . . . . 100
3 .5 .2 .2 . Tiempo de retención . . . . . . . . . . 1013 .5 .2 .3 . Carga volumétrica . . . . . . . . . . . . 1023 .5 .2 .4 . Contenido en sólidos volátiles en
suspensión . Cálculo de la biomasa . . . . 103
3 .6 . Biogás . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 105
3 .6 .1 . Composición y propiedades del bíogás . . . . . . . 1053 .6 .2 . Utilización del biogás . . . . . . . . . . . . . . 107
4 . CINETICA DE LA DIGESTION ANAEROBIA . . . . . . . . . . . . . . 111
4 .1 . Etapas controlantes del proceso . . . . . . . . . . . . . 111
4.2 . Modelos cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 113
4 .2 .1 . Crecimiento de microorganismos en reactores
discontínuos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 113
4 .2 .2 . Modelos cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . . 116
4 .2 .2 .1 . Modelos basados en una cinética de primer
orden . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1174 .2 .2 .2 . Model o de Monod . . . . . . . . . . . . . 1184 .2 .2 .3 . Modificacione s al modelo de Monod . . . . 1184 .2 .2 .4 . Modelo de Andrews . . . . . . . . . . . . 119
4 .2 .2 .5 . Model o de Chen y Hashimoto . . . . . . . 119
4 .2 .3 . Aplicación de los modelos cinéticos . . . . . . . 120
4 .2 .3 .1 . Reactor continuo de tanque agitado . . . 121
4 .2 .3 .2 . Reactor discontinuo . . . . . . . . . . . 124
4.3. Análisis de la información recopilada . . . . . . . . . . 131
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5. ECUACIONES DE DISEÑO EN FERMENTADORES SEMICONTINUOS .
APLICACION A SUSTRATOS SOLUBILIZADOS Y PARTICULADOS . . . . . 133
5.1 . Fundamentos del reactor semicontinuo . . . . . . . . . . 137
5.2 . Proceso de reacción . . . . . . . . . . . . . . . . . . 140
5 .3 . Sustrato solubilizado . Velocidad de reacción proporcional
a la concentración de sustrato . . . . . . . . . . . . . 142
5.4. Sustrato particulado . Velocidad de reacción proporcional
a la cantidad de sustrato que hay en cada partícula . .
144
5.5. Sustrato solubilizado . Velocidad de reacción de acuerdo
con el modelo de Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . .
146
5.6. Sustrato particulado . Velocidad de reacción proporcional
sólo a la concentración de microorganismos . . . . . . .
149
5 .6 .1 . Grado de conversión igual a 1 para todas las
partículas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 150
5.6 .2 . Grado de conversión igual a 0 .5 para todas las
partículas introducidas en la última adición . . 152
5 .6 .3 . Otros casos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 155
5.7. Sustrato particulado. Velocidad de reacción proporcional
157
165
167
167
167
168
172
172
172
173
a la concentración de microorganismos y a la cantidad
de sustrato que hay en cada partícula . . . . . . . . .
5.8 . Análisis global . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
6. OBJETO Y ALCANCE DE LA PRESENTE INVESTIGACION . . . . . . . .
7. DISPOSITIVO EXPERIMENTAL . PROCEDIMIENTO Y MATERIALES . . . .
7 .1 . Dispositivo experimental . . . . . . . . . . . . . . . .
7 .1 .1 . Digestores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
7 .1 .2 . Sistema de medida y almacenamiento de biogás . .
7.2 . Materiales . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
7 .2 .1 . Preparación de las muestras de lodos . . . . . .
7 .2 .2 . Reactivos para el calibrado de gases . . . . . .
7 .2 .3 . Reactivos para el calibrado de los ácidos
volátiles . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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7 .3 .6 . Demanda Química de Oxígeno total y de la fracción
soluble . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1777 .3 .7 . Sólidos totales y sólidos totales volátiles . . . 178
7.4. Procedimiento experimental . . . . . . . . . . . . . . . 178
7 .4 .1 . Reactores discontínuos . . . . . . . . . . . . . 1787 .4 .2 . Reactores semicontínuos . . . . . . . . . . . . . 179
8 . RESULTADOS Y DISCUSION . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 181
8.1 . Experimentos previos . . . . . . . . . . . . . . . . . . 183
8.2. Experimentos en régimen discontínuo a 35°°-C . . . . . . . 194
8 .2 .1 . Variación del volumen de metano con el tiempo de
digestión (Experimentos Dl y D2) . . . . . . . . 194
8 .2 .1 .1 . Resultados experimentales . . . . . . . 1948 .2 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos
cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 202
8 .2 .2 . Variación del volumen de metano con el tiempo de
digestión (Experimentos D3 y D4)
. . . . . . . . 208
8 .2 .2 .1 . Resultados experimentales . . . . . . . 2088 .2 .2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos
cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 227
8 .3. Experimentos en régimen discontínuo y semicontínuo
a 32 .5°C . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 233
8 .3 .1 . Experimentos en régimen discontínuo . . . . . . . 234
8 .3 .1 .1 . Resultados experimentales . . . . . . . 2348 .3 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos
cinéticos . . . . . . . . . . . . . . . 255
7 .2 .4 . Otros reactivos . . . . . . . . . . . . . . . . . 173
7.3. Métodos analíticos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 173
7 .3 .1 . Volumen de biogás producido . . . . . . . . . . 1737 .3 .2 . Composición del biogás . . . . . . . . . . . . . 1747 .3 .3 . pH . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1767 .3 .4 . Potencial redox . . . . . . . . . . . . . . . . . 1767 .3 .5 . Acidos volátiles . . . . . . . . . . . . . . . . 176
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Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
. 260
. 260
. 275
. 296
. 296
. 297
. 298
8.5. Comparación de los datos obtenidos en el laboratorio
con los correspondientes a la planta depuradora de
Alicante . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 300
9 . CONCLUSIONES . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 301
10 . APÉNDICE . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 305
10 .1 . Composición de la disolución de desplazamiento del
sistema de recogida de gases . . . . . . . . . . . . 305
10 .2 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2CH4 306
10 .3 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2N2 . . 308
10.4. Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2SH2 . 310
10.5. Composición del biogás : condiciones de operación y
cromatogramas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 312
10.6. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del
ácido acético . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 316
10 .7 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación del
ácido propi6nico . . . . . . . . . . . . . . . . . . 318
10 .8. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del
ácido n-butírico . . . . . . . . . . . . . . . . . . 320
10.9. Calibrado del cromatógrafo para la determinación del
ácido ¡so-butírico . . . . . . . . . . . . . . . . . 322
8 .3 .2 . Experimentos en régimen semicontínuo . . . . .
8 .3 .2 .1 . Resultados experimentales . . . . . .
8 .3 .2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos
cinéticos . . . . . . . . . . . . . .
8 .4 . Discusión global de los resultados experimentales . .
8 .4 .1 . Degradací6n de la materia orgánica y
producción de metano . . . . . . . . . . . . .
8 .4 .2 . Etapa o etapas controlantes del proceso . . . .
8 .4 .3 . Cinética global aparente del proceso . . . . .
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10.14. Experimento Pl . Composición del biogás y 'producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 332
10.15. Experimento P2 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 333
10.16. Experimento P3. Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 334
10.17. Experimento D1 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 335
10.18. Experimento D2. Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 337
10.19 . Experimento D1 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 339
10.20 . Experimento D2. Ajuste cinético . . . . . . . . . . 341
10 .21 . Experimento D3. Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 343
10 .22 . Experimento D4. Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 346
10 .23 . Experimento D3 . Concentración de ácidos volátiles . 349
10 .24 . Experimento D4 . Concentración de ácidos volátiles . 350
10 .25. Experimento D3 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 351
10 .26. Experimento D4 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 354
10 .27. Experimento D5 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 357
10 .10 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación
del ácido n-valérico . . . . . . . . . . . . . . . 324
10 .11 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación
del ácido ¡so-valérico . . . . . . . . . . . . . . 326
10.12 . Calibrado del cromatógrafo para la determinación
del ácido láctico . . . . . . . . . . . . . . . . . 328
10 .13 . Acidos volátiles : condiciones de operación y
cromatograma . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 330
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
10.28 . Experimento D6 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
361
10 .29 . Experimento D5. Concentración de ácidos volátiles .
364
10 .30 . Experimento D6 . Concentración de ácidos volátiles .
365
10 .31 . Experimento D5. Demanda Química de Oxígeno soluble .
366
10 .32 . Experimento D6 . Demanda Química de Oxígeno soluble .
367
10 .33 . Experimento D5. Ajuste cinético . . . . . . . . . .
368
10.34. Experimento D6 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . 373
10 .35. Experimento Sl . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 377
10 .36 . Experimento S2 . Composición del biogás y producciónde metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 378
10 .37. Experimento S3. Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 379
10 .38 . Experimento S4. Composición del biogás y producciónde metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 381
10 .39 . Experimento S5 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 384
10 .40 . Experimento S6 . Composición del biogás y producción
de metano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 387
10 .41 . Ajuste Caso I - Valores de DQO total medio . . . . 390
10 .42 . Ajuste Caso II - Valores de DQO total medio . . . . 391
10 .43 . Ajuste Caso III - Valores de DQO materia particula
da (Modelo de Chen y Hashimoto), y (velocidad de
crecimiento constante hasta consumo de sustrato) . . 392
393
394
396
401
405
409
10 .44 . Comparación de las velocidades de reacción . .
10 .45. Nomenclatura . . . . . . . . . . . . . . . . .
. .
. .
10 .46 . Programa de ajuste de la producción de metano . . .
10 .47 . Programa de ajuste . Caso I . . . . . . . . . . . . .
10 .48 . Programa de ajuste . Caso II . . . . . . . . . . . .
11 . BIBLIOGRAFIA . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
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INDICE DE TABLAS
2 .1 . Procesos de tratamiento de aguas residuales . . . . . . . 11
2 .2 . Características principales de la planta depuradora . . . 132 .3 . Características del agua bruta y tratada . . . . . . . . . 13
3 .1 . Clasificación de los digestores según el tipo de carga yestado de la biomasa . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 33
3 .2 . Velocidades de formación de ácidos volátiles a partir de
diferentes sustratos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 513 .3 . Principales reacciones de la etapa hidrolítica y fermen
tativa . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 613 .4 . Reacciones de degradación de las bacterias acetogénicas
con asociación con otras especies . . . . . . . . . . . . 723 .5 . Reacciones de degradación de las bacterias acetogénicas
sin asociación con otras especies . . . . . . . . . . . . 73
3 .6 . Bacterias acetogénicas productoras de hidrógeno, y
organismos asociados a ellas . . . . . . . . . . . . . . . 743 .7 . Reacciones de la metanogénesis . . . . . . . . . . . . . . 843 .8 . Relación C/N para diversos sustratos . . . . . . . . . . . 96
3 .9 . Concentración de metales alcalinos y alcalinotérreos
que inhiben la digestión anaerobia . . . . . . . . . . . . 98
3 .10 . Composición del biogás y propiedades de sus componentes . 106
4 .1 . Digestión anaerobia de residuos orgánicos . Constantes
cinéticas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 1274 .2 . Parámetros del modelo de Pavlostathis y Gossett . . . . . 130
8 .1 . Experimento Pl . Condiciones de operación y resultados 1848 .2 . Experimento P2 . Condiciones de operación y resultados 1868 .3 . Experimento P3 . Condiciones de operación y resultados 1888 .4 . Experimento D1 . Condiciones de operación y resultados 1968 .5 . Experimento D2 . Condiciones de operación y resultados . . 198
8 .6 . Experimento D1 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 204
8 .7 . Experimento D2 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 206
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8 .8 . Experimento D3 . Condiciones de operación y resultados . . 212
8 .9 . Experimento D4 . Condiciones de operación y resultados . . 214
8 .10 . Experimento D3 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 228
8 .11 . Experimento D4 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 230
8 .12 . Experimento D5 . Condiciones de operación y resultados . . 238
8 .13 . Experimento D6 . Condiciones de operación y resultados . . 240
8 .14 . Experimento D5 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 2568 .15 . Experimento D6 . Ajuste cinético . . . . . . . . . . . . . 258
8 .16 . Experimentos en régimen semicontínuo . Condiciones deoperación . . . . . . . . . . . . . . . 261
8 .17 . Régimen semicontínuo . Producción de metano . . . . . . . . 262
8 .18 . Régimen semicontínuo . Concentración de ácidos volátiles 271
8 .19 . Régimen semicontínuo . DQO . . . . . . . . . . . . . . . . 272
8 .20 . Valores de DQO empleados en el ajuste . . . . . . . . . . 275
8 .21 . Valores de DQO empleados en la determinación de losparámetros cinéticos correspondientes a la fermentaciónde la materia orgánica solubilizada . . . . . . . . . . . 290
8 .22 . Parámetros de correlación de los experimentos
discontínuos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 298
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INDICE DE FIGURAS
2 .1 . Esquema general de la oxidación biológica . . . . . . . .
62 .2 . Esquema general de instalaciones de la planta depuradora
de Alicante . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 20
3 .1 . Reactor discontínuo o por cargas . . . . . . . . . . . . . 353 .2 . Digestor de Flujo de Pistón . . . . . . . . . . . . . . . 353 .3 . Digestor monoetapa o tanque agitado . . . . . . . . . . . 37
3 .4 . Proceso de contacto anaerobio . . . . . . . . . . . . . . 37
3 .5 . Filtro anaerobio . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 39
3 .6 . Digestor de lecho en película . . . . . . . . . . . . . . 39
3 .7 . Digestor de lecho fluidizado . . . . . . . . . . . . . . . 413 .8 . Digestor de lecho de lodos . . . . . . . . . . . . . . . . 413 .9 . Comparación del reactor de lecho expandido con el de
lecho Pluidizado . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44
3 .10 . Digestión en dos fases . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44
3 .11 . Sistema mixto : contacto + filtro anaerobio . . . . . . . . 46
3 .12 . Esquema de la digestión anaerobia en dos etapas . . . . . 48
3 .13 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas
(Stafford, 1974) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 523 .14 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas
(Bryant, 1976, 1979 ; McInerney, 1978) . . . . . . . . . . 533 .15 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas
(Bryant - McInerney, 1980) . . . . . . . . . . . . . . . . 563 .16 . Principales reacciones de la etapa hidrolítica . . . . . . 603 .17 . Esquema de descomposición del ácido glutámico . . . . . . 623 .18 . Esquema de la j3-oxidación de los ácidos grasos . . . . . . 64
3 .19 . Esquema de la descomposición del ácido oleico . . . . . . 653 .20 . Esquema de la descomposición del ácido oleico a través de
. 66
. 67
. 69
. 70
ácido esteárico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .3 .21 . Metabolismo del glicerol . . . . . . . . . . . . . . . .
3 .22 . Sintesis de acetato a partir de glucosa en
C . Thermoaceticum . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
3 .23 . Reducción de C0 2 a acetato en C . Thermoaceticum . . . .
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3 .29 . Influencia de la presión parcial de hidrógeno sobre la
variación de energía libre en la degradación del etanol,
propionato, butirato y la formación de metano por reducción3 .30 . Esquema global del proceso de digestión anaerobia . . . .
88
89
4 .1 . Relación logarítmica entre el n°- de células y el tiempo
4 .2 . Relación exponencial entre el n° de células y el tiempo
4 .3 . Curva de crecimiento de un cultivo bacteriano . . . . .4 .4 . Reactor contínuo de tanque agitado sin recirculaci6n . . . 121
4 .5 . Reactor discontínuo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 125
5 .1 . Etapas de un reactor semicontínuo . . . . . . . . . . . .
138
5 .2 . Variación del grado de conversión con el tiempo de
residencia . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 163
7 .1 . Aspecto general del equipo experimental . . . . . . . . .
170
7 .2 . Baño termostatizado con digestores, sistema de agitación
y calefacción . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . .
171
7 .3 . Sistema de recogida y almacenamiento del biogás . . . . .
171
8 .1 . Evolución de la producción
8 .2 . Evolución de la producción
8 .3 . Evolución de la producción
8 .4 . Composición del biogás .
8 .5 . Composición del biogás .
8 .6 . Composición del biogás .
8 .7 . Evolución de la producción de CH4 .
8 .8 . Evolución de la producción de CH4 .
8 .9 . Composición del biogás .
8 .10 . Composición del biogás .
8 .11 . Ajuste de la producción
de CH4 . Experimento Pl . . . . 185
de CH4 . Experimento P2 . . . . 187
de CH4 . Experimento P3 . . . . 189
Experimento Pl . . . . . . . . . . 190
Experimento P2 . . . . . . . . . . 191
Experimento P3 . . . . . . . . . .
192
Experimento Dl . . . . 197
Experimento D2 . . . . 199
Experimento D1 . . . . . . . . . . 200
Experimento D2 . . . . . . . . . . 201
de CH4 . Experimento Dl . . . . . . 205
3 .24 . Esquema de formación del metano según Barker . . . . . . . 78
3 .25 . Esquema cíclico de formación del metano según Barker . . . 79
3.26 . Reacciones que necesitan del coenzimaF420
81
3 .27 . F420 : dador de electrones a la metil-CoM-reductasa . . . . 81
3 .28 . Interacciones metanógenos/sulfato-reductores . . . . . . . 85
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8 .12 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D2 . . . . . . 207
8 .13 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D3 . . . . 213
8 .14 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D4 . . . . 215
8 .15 . Composición del biogás . Experimento D3 . . . . . . . . . . 216
8 .16 . Composición del biogás . Experimento D4 . . . . . . . . . . 217
8 .17 . Acido acético . Experimento D3 . . . . . . . . . . . . . 218
8 .18 . Acido propiónico . Experimento D3 . . . . . . . . . . . . . 219
8 .19 . Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D3 . . . . . 220
8 .20 . Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D3 . . . . . 221
8 .21 . Acido acético . Experimento D4 . . . . . . . . . . . . . . 222
8 .22 . Acído propiónico . Experimento D4 . . . . . . . . . . . . . 223
8 .23 . Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D4 . . . . . 224
8 .24 . Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D4 . . . . . 225
8 .25 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D3 . . . . . . 229
8 .26 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D4 . . . . . . 231
8 .27 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D5 . . . . 239
8 .28 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D6 . . . . 241
8 .29 . Composición del biogás . Experimento D5 . . . . . . . . . . 242
8 .30 . Composición del biogás . Experimento D6 . . . . . . . . . . 243
8 .31 . Acido acético . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . . 244
8 .32 . Acido propiónico . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . 245
8 .33 . Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D5 . . . . . 246
8 .34 . Acido n-valérico . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . 247
8 .35 . Acido acético . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . . 248
8 .36 . Acido propiónico . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . 249
8 .37 . Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D6 . . . . . 250
8 .38 . Acido ñ-valérico . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . 251
8 .39 . Acido láctico . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . . 252
8 .40 . DQO soluble . Experimento D5 . . . . . . . . . . . . . . . 253
8 .41 . DQO soluble . Experimento D6 . . . . . . . . . . . . . . . 254
8 .42 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D5 . . . . . . 257
8 .43 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento D6 . . . . . . 259
8 .44 . Producción diaria de CH4 . Experimento Sl . . . . . . . . . 263
8 .45 . Producción diaria de CH4 . Experimento S2 . . . . . . . . . 264
8 .46 . Producción diaria de CH4 . Experimento S3 . . . . . . . . . 265
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266
267
268
8 .50 . Variación del volumen de metano por litro de lodo alimenta
do, frente al tiempo de residencia . . . . . . . . . . . . 270
8 .51 . Variación de la DQO frente al tiempo de residencia . . . . 274
8 .52 . Ajuste Caso I . Comportamiento global del lodo . Modelo de
Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 280
8 .53 . Ajuste Caso II . Comportamiento global del lodo . Velocidad
de crecimiento constante hasta consumo de sustrato . . . . 283
8 .54 . Ajuste Caso III . Reacción de solubilización . Modelo de
Chen y Hashimoto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 287
8 .55 . Ajuste Caso III . Reacción de solubilización . Velocidad
de crecimiento constante hasta consumo de sustrato . . . . 288
8 .56 . Ajuste Caso III . Comparación de velocidades de reacción . 293
. . 307
. . 309
. . 311
. . 314
. . 314
. . 317
. . 319
. . 321
10 .9 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido ¡so-butírico . . 323
10 .10 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido n-valérico . . . 325
10 .11 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido ¡so-valérico . . 327
10 .12 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido láctico . . . . 329
10 .13 . Cromatograma típico de ácidos volátiles . . . . . . . . . 331
10 .1 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO 2 + CH4 .
10 .2 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO 2 + N2 . .
10 .3 . Calibrado del cromatógrafo para la mezcla CO2 + SH2 .
10 .4 . Cromatograma típico del biogás . . . . . . . . . . . .
10 .5 . Separación de los picos 02 - N2 . . . . . . . . . . .
10 .6 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido acético . . .
10 .7 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido propi6nico .
10 .8 . Calibrado del cromatógrafo para el ácido n-butírico .
8 .47 . Producción diaria de CH4 . Experimento S4 . . . . . . . . .
8 .48 . Producción diaria de CH4 . Experimento S5 . . . . . . . . .
8 .49 . Producción diaria de CH4 . Experimento S6 . . . . . . . . .
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R E S U M E N
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1 . RESUMEN .
Se ha realizado una revisión bibliográfica sobre el
proceso de fermentación anaerobia de aguas residuales y lodos de
depuradora, para la obtención de metano .
Se han montado los dispositivos experimentales requeri
dos para la realización de este estudio . Cada uno de ellos conte-
nía un reactor de vidrio y un sistema versátil para la recogida
y medida del biogás producido .
Se han desarrollado los procedimientos experimentales
adecuados con el funcionamiento discontínuo o semicontínuo del
reactor, lo que ha permitido el control de las distintas variables
de operación estudiadas .
Se han puesto a punto las técnicas analíticas para
la determinación de diferentes parámetros :
- Composición del biogás (N2 , 02 , CH4 , CO2 , SH2 ) .
- Caracterización del lodo : sólidos totales ; sólidos totales
volátiles ; DQO total y soluble ; ácidos volátiles (acético,
propiónico, n-butírico, ¡so-butírico, n-valérico, iso-valéri-
co, láctico) .
Se han obtenido las ecuaciones de diseño adecuadas
para fermentadores en régimen semicontínuo con objeto de poder
correlacionar adecuadamente los datos experimentales .
Se han deducido también las expresiones matemáticas
correspondientes para un proceso de fermentación de material parti
culado, teniendo en cuenta la función de distribución de tiempos
de residencia del sólido .
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2 -
Los experimentos que se han desarrollado han sido 9
en régimen discontinuo (3 experimentos previos y 6 de larga dura-
ción) y 6 experimentos en régimen semicontínuo con diferentes tiem
pos de residencia .
A partir de los resultados experimentales obtenidos,
se ha realizado una discusión sobre las etapas controlantes del
proceso de fermentación anaerobia, y el grado de solubilizaci6n
del material orgánico contenido en el lodo .
Se han ajustado estos resultados experimentales a mode
los cinéticos, alguno de los cuales se presentan en esta memoria .
Los parámetros obtenidos han permitido comparar las velocidades
de reacción en los reactores discontínuos y semicontínuos .
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I N T R 0 D U C C I 0 N
A
L 0 S
P R O C E S O S
D E
D E P U R A C I 0 N
D E
A G U A S
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2 .1 .
TRATAMIENTOS PARA LA DEPURACION DE LAS AGUAS RESIDUALES.
El agua residual está contaminada porque en ella, como
consecuencia de su uso, están presentes una serie de materias orgá
nicas e inorgánicas que no le son propias . Debido a la explosión
industrial originada en este siglo, así como a la formación de
grandes núcleos de población, los cauces públicos se han ido degra
dando paulatinamente .
Hasta hace relativamente poco tiempo, el vertido de
aguas residuales urbanas o industriales a cauces públicos, sin
depurar o insuficientemente tratadas, podía ser asimilado por el
poder autodepurador natural de los cauces receptores . Hoy en día,
ha sido superada la capacidad de autodepuración, siendo necesario
el tratamiento de los vertidos que pueden ocasionar daños al entor
no .
Las aguas residuales, tanto las de origen industrial
como las de origen doméstico, al verterlas al cauce de un río o
al mar provocan una alteración en los equilibrios fisicoquímico
y biológico del agua .
Si el agua que se vierte ha sido previamente tratada
o depurada, los trastornos que se originarán serán menores que
si se vierten crudas, y tanto menores cuanto más complejo haya
sido el tratamiento .
Un sistema de depuración es el conjunto de procesos
unitarios de naturaleza física, química o biológica, que permiten
eliminar del agua residual aquellas materias que son perjudiciales
para su posterior uso .
De todo lo anteriormente expuesto se deduce la necesi-
dad de depurar las aguas residuales urbanas e industriales por
razones de salubridad pública, fundamentalmente . Por otra parte,
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la incuestionable realidad de nuestros escasos recursos de agua
para riego, sumados a una climatología extremadamente seca en gran
número de zonas agrícolas, plantea, ante la creciente demanda de
productos alimenticios, la necesidad de aprovechar cualquier fuen-
te potencial de agua para regadío .
En este sentido, las aguas residuales representan,
como reserva potencial, un volumen considerable, y nada desprecia-
ble para este fin, siempre y cuando mediante su depuración se cum
plan los requisitos mínimos de calidad exigidos en función del
tipo de cultivo al que vayan a ser destinadas .
El tratamiento de las aguas residuales presupone la
unos procesos básicos u operaciones unitarias, cuya
secuencia dependen de varios factores, como las ca
del agua a tratar, el grado de depuración en la
aplicación de
utilización y
racterísticas
corriente de salida y el costo y disponibilidad de terreno .
Los diferentes tratamientos existentes pueden dividir-
se en : previo, primario, secundario o biológico,
desinfección y diversos (Lora y Miró, 1978) .
terciario, de
Mediante los tratamientos previo y primario, se elimi-
nan fundamentalmente los sólidos en suspensión y materiales flotan
tes . El tratamiento secundario comprende los procesos biológicos
convencionales, y sirve para eliminar la materia orgánica biodegra
dable disuelta, así como restos de sólidos en suspensión que no
fueron eliminados en el tratamiento primario . Con el tratamiento
terciario se pretende la eliminación de aquellos contaminantes,
fundamentalmente de sustancias disueltas que no fueron retenidas
por los tratamientos anteriores .
La desinfección tiene por objeto la destrucción selec-
tiva de bacterias y virus patógenos presentes en el agua, y se
utiliza en combinación con cualquier grado de tratamiento .
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nos,
ción
coagulación y filtración .
2 .1 .1 .
TRATAMIENTO PREVIO Y PRIMARIO .
El tratamiento previo consiste en la eliminación de
todos aquellos cuerpos de gran tamaño (trapos, maderas, plásticos,
etc) vertidos al drenaje, que se lleva a cabo para proteger los
diferentes equipos posteriores y las líneas de conducción dentro
de la planta de tratamiento . Dentro del grupo de operaciones del
tratamiento previo, se incluye igualmente, la eliminación de los
sólidos de alta densidad y tamaño (fundamentalmente arenas, pie-
dras, materias inorgánicas) .
El tratamiento primario, tiene como misión la separa-
ción por medios físicos de los sólidos en suspensión, no retenidos
en el tratamiento previo, así como de las grasas y aceites . (Algu
nas veces la eliminación de grasas y aceites se incluye entre las
operaciones del tratamiento previo) .
Los sólidos se eliminan por orden decreciente de tama-
recurriendo a operaciones de cribado, dilaceración, separa-
de arena, sedimentación, separación de aceite, flotación,
2 .1.2.
TRATAMIENTO SECUNDARIO 0 BIOLOGICO .
El tratamiento secundario es el encargado de eliminar
la materia orgánica biodegradable presente en las aguas residuales
y que no ha sido retirada en el tratamiento primario . Consiste
en provocar el desarrollo de microorganismos capaces de asimilar
la materia orgánica a la que transforman en otros productos y nue-
vos microorganismos fáciles de retirar del agua por decantación .
Por realizarse este proceso mediante microorganismos se
con el nombre de tratamiento biológico .
conoce
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Los procesos de oxidación biológica pueden ser aero-
bios o anaerobios . Los primeros se realizan en presencia de oxíge-
no libre disuelto, mientras que los anaerobios transcurren en au-
sencia de oxígeno .
2.1 .2 .1 .
Procesos aerobios .
El mecanismo de la oxidación biológica consiste en
la asimilación de la materia orgánica presente en las aguas resi-
duales por los microorganismos, en presencia de oxígeno y nutrien-
tes, de acuerdo con el siguiente esquema :
Materia orgánica + microorganismos + nutrientes + 0 2>
Productos finales + más microorganismos + energía
A continuación se presenta en la Figura 2 .1, un esque-
ma general de la oxidación biológica :
Nuttimtaa
CompuestosOrjánicotOnidados
j
Figura 2 .1 . Esquema general de la oxidación biológica .
Compuestos Compuestos"ad,erias í~Sanicos inorgánicos
Oaw!ables Ozdsdo% 112 0Wtritetcs
DBO
Compuestos-~ organicos Col +"3opsrcu)mentc
oiudados
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2.1.2 .2 .
Procesos anaerobios,
En un ambiente anaerobio, la actividad de los microor-
ganismos depende del oxígeno de la materia orgánica o de ciertos
compuestos inorgánicos, como nitritos, nitratos y sulfatos .
El metabolismo anaerobio, que utiliza el oxígeno de
la propia materia orgánica, puede representarse por el siguiente
esquema :
Materia orgánica + mícroorganismos
más microorganismos + alcoholes, aldehídos, ácidos + C02 + energía
Aunque las reacciones anaerobias del tipo anterior
no producen efluentes estables, existe un grupo específico de bac-
terias que pueden metabolizar los alcoholes, aldehídos y ácidos,
produciendo CH4 y C02 como productos finales :
Alcoholes, aldehídos, ácidos + bacterias específicas
Sustrato
más bacterias + CH4 + C0 2 + energía
Todas las reacciones biológicas anteriores pueden divi
dirse en dos fases : de síntesis y de oxidación,
para la producción de energía
Fase de
Oxidación del sustrato
Nuevas
Síntesis I Células
Respiración
Endógena
Productos finales :
C02 , H20, N2 , P . . .
Productos finales :
C02 , H20, NH3 , P
prod . no biodegradables
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La fase de síntesis supone la conversión de una parte
de la materia orgánica en nuevo protoplasma celular .
Además del carbono, hidrógeno, oxígeno y nitrógeno,
el protoplasma contiene algunos otros elementos como fósforo, azu-
fre, sodio, potasio, magnesio, calcio, hierro y molibdeno . La mayo
ría de estos elementos, que se encuentran tan sólo en trazas, son
transportados por las aguas residuales ; por regla general, suelen
faltar nitrógeno y fósforo . Por consiguiente, en los tratamientos
biológicos suele ser necesario añadir nutrientes ; a estos efectos,
se emplean normalmente compuestos que contienen fósforo y nitróge-
no : fosfatos como fuente de fósforo y urea como fuente de nitróge-
no .
El metabolismo endógeno, esto es, la autoxidación del
protoplasma celular, que aparece cuando comienza a faltar la mate-
ria orgánica usada como alimento, supone una liberación del nitró
geno y fósforo usados previamente para la síntesis de nuevas célu-
las . El nitrógeno y fósforo liberados pueden volver a -utilizarse-,
de forma tal que las necesidades totales de estos elementos son
función del grado de metabolismo endógeno y de síntesis . Ello supo
ne, por ejemplo, que en los procesos de aeración prolongada se
registre una demanda mínima de estos elementos .
Los microorganismos que metabolizan los contaminantes
orgánicos de las aguas residuales se obtienen fácilmente . Aunque
antes se creía que era necesario emplear cultivos especiales de
microorganismos, la experiencia ha demostrado que los cultivos
especiales no brindan más ventajas que las bacterias que se desa-
rrollan por efecto de la contaminación natural . El suelo es la
principal fuente de microorganismos capaces de estabilizar a los
contaminantes orgánicos .
Para muchas aguas residuales industriales, la mejor
fuente de microorganismos son los lodos activos del tratamiento
de aguas urbanas . Aunque estos lodos no siempre contienen en canti
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dad suficiente los microorganismos apropiados, es posible estimu-
lar su crecimiento mediante el aumento de la carga de las aguas
residuales en la estación de tratamiento . Después de varios ciclos
se produce la selección adecuada, al cabo de la cual predominan
los microorganismos requeridos mientras los demás desaparecen .
La posibilidad de llevar a cabo los procesos de oxida-
ción biológica para estabilizar la materia orgánica, reduciendo
así la DBO de las aguas residuales, depende de la estructura quími
ca de las moléculas orgánicas que deben ser atacadas, es decir,
de la biodegradabilidad de dichas moléculas . Mediante una aclimata
ción adecuada de los microorganismos puede producirse el metabolis
mo en presencia de sustancias que, desde el punto de vista teórico
no son biodegradables e incluso en la de sustancias directamente
tóxicas .
El tratamiento biológico o secundario de las aguas
residuales puede llevarse a cabo por diferentes procesos . La elec-
ción del proceso más adecuado en cada caso depende tanto de razo-
nes puramente tecnológicas como de imperativos económicos .
Los procesos biológicos pueden clasificarse en :
- Lodos activos .
- Aeración prolongada (oxidación total) .
- Estabilización - contacto .
- Modificaciones al proceso convencional de lodos activos :
aeración escalonada, mezcla completa, aeración graduada .
- Lagunas aeradas .
- Balsas de estabilización .
- Filtros percoladores .
- Tratamientos anaerobios .
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- 10 -
2 .1 .3 .
TRATAMIENTO TERCIARIO.
Una vez que un agua residual ha sido sometida a los
tratamientos previo, primario y secundario, suele quedar salvo
raras excepciones, como un agua clara y limpia pero con un elevado
contenido de productos en disolución . El tratamiento terciario
se lleva a cabo para eliminar fundamentalmente la materia orgánica
que no ha sido retenida en el tratamiento biológico,o bien que
no es biodegradable, los sólidos en suspensión y las sales inorgá-
nicas disueltas entre las cuales destacan las de nitrógeno y fósfo
ro, con el fin de obtener una calidad superior en el efluente .
Una de las características del tratamiento terciario
es la posibilidad de reutilización del agua tratada .
Dentro del tratamiento terciario, se incluyen los si-
guientes procesos :
- Eliminación de sólidos en suspensión : microfiltración, fil-
tración y coagulación .
- Adsorción .
- Intercambio iónico .
- Osmosis inversa .
- Electrodiálisis .
- Procesos de oxidación química : cloración y ozonización .
- Eliminación de nutrientes .
- Procesos de ozonización y tratamiento con ultrasonidos si-
multáneamente .
En la tabla 2 .1 se presentan conjuntamente los proce-
sos de tratamiento de aguas residuales (Lora y Miró, 1978) .
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TABLA 2 .1 . PROCESOS DE TRATAMIENTO DE AGUAS RESIDUALES .
Prctratmnitnto Tratamiento prinsario Tratamiento secundarioTratamiento Tratamientos Desinfección
Aceites Sólidos en Materia Sólidos enGruesos p11 terciario diversosy grasas suspensión orgánica suspensión
Desarenrdo dunentación Sedimentación NeutralizaciónBalsas de
Sedimentación Floculación Precipitación Cloracibnestabilización
Dilaceración FlocutacibnLa=ua=unasnasse-
Floculación Filtración Oxidación O:onizaciónradas
Clíbsdo Flotación Filtros per-Adsorción Reducción
Destruccióncoladores química
Intercambio Irradiacióntodos activos
tónico Stripping (UV, etc .)
' Digestión DestilaciónMerobia '
Digestión Osmosis- anaerobia inversa
icrofiltracifm Electrodiálisis
Disoos bio- Fliminacibnlógicos de nutrientes
Congelación
Extracción
Incinet aciónde líquidos
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2.2 .
ESTACION DEPURADORA DE ALICANTE .
La Estación Depuradora de aguas residuales de Rincón
de León, situada en la margen derecha del Barranco de las Ovejas,
un kilómetro al Este del barrio de San Gabriel, trata las aguas
residuales de la ciudad de Alicante que circulan por los colecto-
res General, Oeste y del Pla de la Vallonga .
Se trata de una planta depuradora de tratamiento bioló
y digestión anaerobia
tratamiento de 36 .000
de 180 .000 habitantes
de hasta 270 .000
caudal de 54 .000
gico convencional mediante fangos activos
de fangos . Tiene una capacidad máxima de
m 3/día, correspondientes a una población
equivalentes, estando prevista una ampliación
habitantes equivalentes que corresponden a un
m3/día .
Las aguas residuales, una vez eliminados los sólidos
gruesos, son elevadas desde el pozo de bombeo a través de una con-
ducción de 1 .500 metros de longitud hasta la zona de depuración .
La planta de tratamiento está construida en dos líneas paralelas
independientes, y en ella se realizan las siguientes operaciones :
Línea de agua
Rejas de limpieza
Desarenado
Decantación primaria
Tratamiento biológico
aerobio
Decantación secundaria
Cloraci6n
- 12 -
Línea de fangos
Espesado
Digestión anaerobia
Acondicionamiento térmico
Secado
Las características principales de la planta se detallan en la
Tabla 2 .2 . (E .M .A .R .A .S .A ., 1981) .
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TABLA 2 .2 . CARACTERISTICAS PRINCIPALES DE LA PLANTA DEPURADORA.
Actual Ampliación
Las características del agua bruta y tratada se presen
tan en la Tabla 2 .3 .
TABLA 2 .3 . CARACTERISTICAS DEL AGUA BRUTA Y TRATADA .
Agua bruta
Agua tratada
D .B .0 . 5
Sólidos en suspensión (mg/1)
pH
Cloro residual (mg/1)
Las principales operaciones que tienen lugar en la
planta son las siguientes :
2.2.1 .
- 1 3 -
DESBASTE DE GRUESOS Y BOMBEO.
375
25
450
30
7.7
7.5
---
6
En la entrada del pozo de bombeo se dispone de una
cuchara extractora de 300 litros de capacidad y dos compuertas
de accionamiento manual para su aislamiento . Dos rejas de funciona
miento automático para la eliminación de sólidos gruesos, de
Población (habitantes) 180 .000 270 .000
Caudal (m 3/día) 36 .000 54 .000
Caudal punta (m3/h) 2 .346 3 .428
Caudal máximo (m 3/h) 16 .000 16 .000
Carga de D .B .O . (ppm) 375 3755
D .B .O . (kg/día) 13 .500 20 .2505
Sólidos en suspensión (kg/día) 16 .200 24 .300
Sólidos sedimentables (kg/día) 10 .530 15 .795
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1 m . de anchura, 3 .8 m . de profundidad, de 0 .5 CV de potencia,
dan paso a la cámara de bombeo .
En dicha cámara hay instaladas cinco bombas sumergidas
de rodete desplazado con una potencia unitaria de 100 CV, una alt_u
ra manométrica de 32 m . de H20, y un caudal de 600 m3/hora . Las
bombas son de funcionamiento automático en función del caudal de
agua que llegue en cada momento .
Estas cinco bombas se interconectan en su impulsión
hasta un colector común de 700 mm . de diámetro que canaliza el
agua hasta la planta de tratamiento .
En el pozo de bombeo hay construído un aliviadero de
9 m . de longitud capaz de evacuar un caudal máximo de 16 .000 m3/h .
en el caso de lluvia intensa .
2 .2 .2.
REJAS DE FINOS .
Existen dos rejas de 1 .2 m . de anchura y 20 mm . de
separación entre barrotes para la eliminación de sólidos finos .
La potencia del motor de accionamiento es de 0 .75 CV y su funciona
miento es automático, siendo accionadas mediante temporizador y
siempre que la pérdida de carga a través de la reja alcance un
determinado valor .
Los residuos son retirados del peine mediante una pla-
ca de limpieza, siendo arrojados a una cinta transportadora desde
donde son enviados a un contenedor .
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2.2.3 . DESARENADORES .
El desarenado se efectúa mediante dos desarenadores
circulares de 5 .7 m . de diámetro y 4 m . de altura total .
En el desarenador se mantiene en suspensión la materia
orgánica mediante una corriente de aire . La extracción de la arena
se hace por medio de un air-lift, mandándose primero a un separa
dor de gruesos (hidranet) y posteriormente a un separador de finos
(hidrociclón) desde donde el agua filtrada retorna a la planta .
2 .2 .4.
DECANTACION PRIMARIA.
Se dispone de dos decantadores circulares de 27 m .
de diámetro y 2 .7 m . de altura cilíndrica, estando provisto de
una rasqueta de fondo para la concentración del fango y una rasque
ta de superficie para la recogida de grasas y sobrenadantes .
El tiempo de retención a caudal medio es de 2 .53 horas
y la velocidad ascensional a caudal medio 1 .31 m3/m 2h .
El lodo y las grasas eliminadas en los decantadores
primarios son enviados a sendas arquetas desde donde se bombea
al proceso de digestión anaerobia .
2 .2 .5 .
TRATAMIENTO BIOLOGICO.
El tratamiento biológico es de lodos activos . Se disp_o
ne de dos líneas de aeración con un volumen unitario de 3780 m3 , y
un tiempo de retención de 5 .04 horas a caudal medio . Cada línea
va provista de tres aeradores de superficie con una potencia unita
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2 .2.7 . CLORACION .
- 16 -
ria de 75 CV . El aporte de oxígeno es de 1 kilogramo por kilogramo
de DB0 5 eliminada .
El agua depurada se recoge en dos arquetas rectangula-
res móviles, de tal manera que se pueda regular su altura y por
1o tanto la inmersión de las turbinas .
A cada línea de aeración se recircula una determinada
proporción de los lodos que sedimentan en el fondo del decantador
secundario, estando automatizada esta recirculación por medio de
un controlador de flujo .
2 .2 .6 .
DECANTACION SECUNDARIA .
Existen dos decantadores de 35 m . de diámetro y 3 m .
de altura cilíndrica, con un tiempo de retención de 4 .78 horas
a caudal medio, y una velocidad ascensional de 0 .78 m 3/m2h,para di
cho caudal medio . Cada decantador va provisto de rasquetas de fon-
do para la concentración del lodo .
La recirculación del lodo se efectúa mediante tres
bombas verticales con un caudal de 750 m3/hora, y una potencia
unitaria de 30 CV . Para la purga de lodos en exceso se dispone
de dos bombas verticales de 84 m3/hora de caudal y 5 .5 KW de poten
cia, siendo su accionamiento automático mediante temporizador .
La instalación está constituída por dos cloradores
de 20 kg/hora de capacidad unitaria, siendo la dosis de cloro de
6 mg/l . Para la alimentación de agua a los cloradores existen tres
grupos motobombas y un filtro de arenas con un equipo de dosifica-
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ci6n de sulfato de alúmina, con el fin de que el agua llegue a
los eyectores con la mínima cantidad de sólidos en suspensión .
2 .2.8.
ESPESADORES DE LODOS.
Hay dos espesadores de lodo de 16 m . de diámetro y
1 .8 m de altura cilíndrica, con un tiempo de retención de 33 horas .
El funcionamiento de los espesadores es intermitente, de manera
que siempre habrá uno de ellos en fase de llenado y el otro en
fase de purgas . Los espesadores reciben los lodos procedentes de
los decantadores primarios así como el exceso de lodo eliminado
en los decantadores secundarios .
Las grasas, en cambio, se mandan directamente al proce
so de digestión, sin el paso previo por los espesadores . La concen
traci6n del lodo se consigue por medio de unas rasquetas de fondo,
eliminándose el agua escurrida por medio de tres válvulas situadas
a diferentes alturas .
2 .2 .9 .
DIGESTORES PRIMARIOS DE FERMENTACION ANAEROBIA .
Se dispone de dos digestores primarios de 17 m . de
diámetro y 15 .2 m . de altura total, con un volumen unitario de
3 .029 m3 y un tiempo de retención de 24 días . Cada digestor va
provisto de un sistema de agitación temporizado y un colector de
gases de digestión . La temperatura de trabajo es de 32 .5°°-C, alcan-
zándose dicho valor mediante la combustión de los gases de diges-
tión . El pH de trabajo se sitúa en torno a 7 .2 y la reducción de
la materia volátil es del 50% .
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- 18 -
2 .2 .10 .
DIGESTOR SECUNDARIO DE FERMENTACION ANAEROBIA .
Hay un digestor secundario de 18 m . de diámetro y 11 .5
m . de altura total . El volumen del digestor es de 2505 m3 , y el
tiempo de retención es de 9 .5 días .
El digestor dispone de una campana flotante para alma-
cenamiento del gas de digestión, con un volumen útil de 738 m 3 .
Dicha campana presuriza todo el sistema de gas hasta una presión
de 150 mm . de H20 . El gas es conducido a un colector común que une
digestores, gasómetro, calderas y quemador de gas sobrante .
2 .2 .11 .
ACONDICIONAMIENTO TERMICO DE LOS LODOS .
El proceso de digestión anaerobia del lodo requiere
para su perfecto funcionamiento una temperatura de 32 .5°°-C .
Para la calefacción del lodo se utiliza el gas produ-
cido en la digestión, gas que tiene una composición aproximada
de 70% de metano y 30% de anhídrido carbónico .
Estos gases se queman en dos calderas de 320000 Kcal/h
cada una, de accionamiento automático . A través de las calderas
circula agua en circuito cerrado alcanzando una temperatura de
85°C . El agua se mantiene en circulación por medio de dos bombas
centrífugas de 4 CV de potencia .
El agua caliente es bombeada a dos intercambiadores
de calor de 1 .74 m . de diámetro y 1 .61 m . de altura, con una super
ficie de intercambio de 15 .82 m2 . A través de los intercambiadores
se recircula continuamente lodo desde los digestores por medio
de tres bombas con un caudal unitario de 55 m3/hora y 5 CV de po-
tencia . El sistema está protegido contra calentamientos excesivos
por medio de una serie de termostatos y preostatos de seguridad .
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- 19 -
2 .2.12.
SECADO DE LOS LODOS .
Para el secado de lodos se utilizan dos centrífugas
de tornillo sinfín, con un caudal unitario de 14 m 3/h . y una poten
cia de 15 KW . Cada una de ellas es capaz de procesar el lodo co
rrespondiente a una semana, sobre la base de 16 horas diarias de
trabajo durante 6 días .
El lodo es enviado al proceso de secado desde el diges
tor secundario, utilizando para ello tres bombas volumétricas de
caudal regulable hasta 14 m3/hora y 3 CV de potencia .
Para el correcto funcionamiento del proceso de secado
es necesaria la adición de floculante, generalmente polielectroli-
tos del tipo poliacrilamida . La adición de polielectrolito se lle
va a cabo por medio de tres bombas dosificadoras de un caudal regu
lable hasta 113 1/h .
La dosis de polielectrolito utilizada es de 3 kilogra-
mos por tonelada de materia seca alimentada a la centrífuga .
En la Figura 2 .2 . se presenta un esquema general de
la planta depuradora de Alicante .
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PAPO- w_.=W-A-
6 6
04
3
32
14
10
10
9
9
L E Y E N D A
1 OBRA DE LLEGADA
2 REJAS DE FINOS
3 DESAREIHIDORES4 MEDIDOR DE CAUDAL
5 DECARTADOR PRIMARIO
6 TANQUES DE AERACIOW
7 DECANTADOR SECUNDARIO
8 EDIFICIO DE CLORACION
9 ESPESADORES
10 DIGESTOR PRIMARIO
11 DIGESTOR SECUNDARIO
12 CHIMENEA EXCESO GASES13 EDIFICIO DE CONTROL14 EDIFICIO CALENTAR
Y SECADO FANGOS7
2.2 . Esquema general de
instalaciones de la planta
depuradora de Alicante
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- 21 -
2 .3.
CARACTERISTICAS DE LODOS . SISTEMAS DE TRATAMIENTO .
Como ya se ha visto anteriormente, una planta depurado
ra de aguas residuales urbanas, consta de dos grandes líneas de
tratamiento, una correspondiente a la depuración de las aguas pro
piamente dicha y otra al tratamiento de los lodos que se van gene-
rando en las operaciones de decantación .
En definitiva, una depuradora, no es más que una plan-
ta industrial en la que la materia prima es el agua a tratar, el
producto principal es el agua depurada y se produce un resíduo
que son los lodos y en menor grado otro tipo de desechos . Por tan-
to un sistema de depuración no es nunca completo si no se resuelve
el problema que plantean estos subproductos, convirtiéndolos con
el tratamiento adecuado en elementos inócuos para su destino final.
Considerando las propiedades de los lodos se pueden
diferenciar cuatro tipos básicos de plantas (Fernández Aller,1981):
A) Las que utilizan procesos físico - químicos, tales
como las plantas depuradoras de agua para consumo humano o usos
industriales . Los lodos que se producen en estas plantas son de
carácter inorgánico y por lo general en cantidades pequeñas, no
ocasionando graves problemas su eliminación .
B) Un segundo tipo de plantas, es el que emplea tam-
bién tratamiento físico - químico pero aplicado a aguas residuales
industriales caracterizadas por su composición inorgánica . El pro
ceso más típico de estas plantas aparte del de sedimentación, es
el de neutralización . En estas plantas se pueden generar lodos
que tanto por su composición química como por sus características
reológicas hagan difícil y costosa su eliminación .
C) Un tercer tipo lo constituyen las plantas que em-
plean procesos biológicos en los que los lodos finales alcanzan
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- 22-
un alto grado de estabilización, tal es el caso de los procesos
de aeración prolongada, lagunaje, zanjas de oxidación, etc . Este
tipo de plantas se utilizan para el tratamiento de las aguas resi-
duales de núcleos urbanos de poca población o de industrias de
pequeño tamaño o temporeras (p .e . azucareras) en las que las aguas
residuales son de carácter orgánico biodegradable .
D) Por último, en el cuarto tipo se encuentran las
plantas con procesos biológicos, lodos activos, filtros biológicos,
biodiscos, y otros en las que los lodos finales generados no están
estabilizados, es decir se encuentran aún en fase de transforma-
ción bioquímica o fermentación . Dentro de este grupo se encuentran
en términos generales, las de aguas residuales de núcleos de pobla
ción superiores a 15 ó 20 .000 habitantes o las aguas residuales
de industrias cuyas características y capacidad (en términos de
habitantes equivalentes) sean similares a las anteriores . Los lo-
dos no estabilizados, producidos en cantidades importantes y consi
derando la ubicación de estas plantas en los núcleos urbanos crean
graves problemas que afectan seriamente al diseño de la planta .
Las diferencias en cuanto a la problemática que plan-
tean los lodos tanto en el diseño de la planta como en su elimina-
cíón es como se ha visto muy diferente en estos cuatro tipos de
plantas depuradoras .
Debido a la amplitud del tema de tratamiento y elimina
ción de los lodos, el presente estudio se centrará sobre los lodos
procedentes de aguas residuales urbanas .
En base a que las aguas se sometan a procesos biológi-
cos o no biológicos, se pueden hacer dos divisiones de tipo de
lodos . En los procesos biológicos, que son los más comunes para
el tratamiento de las aguas residuales urbanas, los tipos de lodos
originados y sus procedencias son :
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- 23 -
- Lodos primarios, procedentes de la decantación primaria .
- Lodos secundarios, procedentes de la decantación secundaria .
- Lodos mezcla de primarios y secundarios .
También en la separación inicial mecánica se produce
una serie de arenas o lodos, por eliminación en los desarenadores
y rejas de las partículas insolubles, que resultan lo suficiente
mente gruesas para poder ser separadas del agua, según los procedi
mientos ya mencionados . Estos no se incluyen en el tratamiento
de los lodos .
2 .3 .1 .
NATURALEZA DE LOS LODOS .
Las características externas, como son el color, aspec
to y olor pueden facilitar el conocimiento del estado del lodo .
El lodo fresco urbano es gris o amarillento con leves fragmentos
reconocibles de heces, papeles y residuos de legumbres . Tiene mal
olor y se deshidrata con dificultad . El agua combinada es turbia
y huele . Los lodos secundarios tienen generalmente color pardo
amarillento y rara vez huelen mal . El lodo digerido es negro y
tiene un olor característico a alquitrán . El lodo estabilizado
aeróbicamente tiene color marrón y huele a tierra .
En general los lodos urbanos se caracterizan por :
A) Estar muy diluídos con porcentajes de agua superiores al
90% en el caso de lodos frescos o digeridos y entre el
70 y el 80% para lodos deshidratados .
B) Por sus altos contenidos en materia orgánica (50 a 70%) .
C) Por contener materias proteínicas y otras sustancias orgá-
nicas biodegradables .
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- 24-
D) Contener en mayor o menor grado metales tóxicos .
E) Contener microorganismos patógenos .
F) Contener elementos nutrientes como nitrógeno, fósforo,
potasio, etc .
G) Producir malos olores .
H) Por su bajo poder calorífico . Sólo en ocasiones los lodos
deshidratados pueden considerarse como combustibles .
I) Por precisar gran cantidad de espacio, transporte y otros
inconvenientes para su manejo en su evacuación o elimina-
ción final
2 .3.2.
SISTEMAS DE TRATAMIENTO .
Según las disponibilidades de terreno, la naturaleza
más o menos fermentable de los lodos, su aptitud para la deshidra-
tación y los factores económicos, podrán variar las soluciones
de tratamiento de lodos más adecuadas pero sus objetivos finales
serán siempre los mismos .
A) Reducción del volumen . Puede hacerse por un simple espesa-
miento, por una deshidratación por drenaje natural, escu-
rrido mecánico, secado térmico, o también y como continua-
ción de una deshidratación, por una incineración .
B) Reducción del poder de fermentación (estabilización) que
puede obtenerse por los sistemas de tratamiento que a con-
tinuación se detallan :
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- 25 -
2.3.2.1 .
Procesos de espesamiento .
Generalmente son la primera fase del tratamiento de
los lodos, y se pretende con ellos la reducción del volumen sin
gran consumo de energía .
El espesamiento puede realizarse por :
- Decantación .
- Flotación .
- Elutriación .
2 .3 .2 .2 .
Procesos de estabilización .
Son procesos destinados a reducir en el lodo el conte-
nido de materia orgánica, disminuyendo así la capacidad de fermen-
tación . Entre estos procesos se puede citar :
- Digestión anaerobia .
- Digestión aerobia .
- Estabilización química .
2 .3 .2 .3 .
Acondicionamiento de los lodos .
Generalmente para proceder al secado de los lodos pro-
cedentes de los digestores, es necesario acondicionar aquellos
para hacer más eficaces los procesos de deshidratación, puesto
que un acondicionamiento adecuado es la base principal para el
buen funcionamiento de una instalación de deshidratación .
Entre los diferentes procesos de acondicionamiento
más utilizados se puede citar el que se basa en la adición de reac
tivos minerales (cal, cloruro férrico, etc) o bien de polielectro-
litos que facilitan la posterior filtración o centrifugación .
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2 .3 .2.4. Deshidratación .
Los principales procesos de deshidratación son :
- Filtración :
eras de secado
filtración al vacío
filtración a presión
prensas contínuas
- Centrifugaci6n .
- 26-
2.3.2 .5 .
Secado - Incineración .
El secado, término que generalmente se reserva al seca
do térmico, consiste en evacuar por evaporación el agua intersti-
cial presente en los lodos . En el caso de un secado total el pro
ducto final se reduce prácticamente sólo a las materias secas,
orgánicas y minerales .
La incineración conduce no sólo a la eliminación total
del agua intersticial, sino igualmente a la combustión de las mate
rias orgánicas de los lodos . Es el proceso con el que se consigue
una menor cantidad de producto residual : las cenizas, constituídas
únicamente por las materias minerales del lodo .
2.3.3 .
ELIMINACION Y APROVECHAMIENTO DE LOS LODOS TRATADOS
Una vez vistos los distintos tipos de tratamientos
aplicables a los lodos, se plantea el problema como en todo resi-
duo de su evacuación, pudiendo ser ésta por dos vías : eliminación
o aprovechamiento .
Los sistemas de evacuación final de los lodos se pue-
den agrupar básicamente en tres grupos :
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- 27-
A) Sistemas de eliminación :
- Incineración .
- Vertido controlado .
- Vertido directo (por ejemplo en una mina) .
- Vertido en alta mar (zonas costeras) .
B) Sistemas de aprovechamiento :
- Utilización de los lodos en agricultura .
- Compost .
- Incineración con recuperación de energía .
C) Sistemas de utilización en fase de investigación :
- Gasificación .
- Pirólisis .
Conviene señalar al respecto de estos sistemas dos
características :
- Todos ellos pueden presentar limitaciones de tipo
técnico, económico o legal .
- Los sistemas que se han denominado de utilización,
su principal objetivo es siempre la eliminación y no la utiliza-
ción propiamente dicha .
Por lo que respecta a los sistemas de aprovechamiento ;
los de más interés son aquellos en los que los lodos se aplican
a la agricultura, bien de forma directa, o previo compostaje . Los
procesos de incineración presentan una serie de desventajas que
salvo en casos muy particulares, hacen no aconsejable su uso de
forma generalizada .
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D I G E S T I 0 N
A N A E R 0 B I A
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3 .1 . GENERALIDADES .
La digestión anaerobia (también llamada fermentación
metánica) es un proceso microbiológico por el que la materia orgá-
nica compleja se degrada en ausencia de oxígeno hasta la formación
de una mezcla gaseosa formada mayoritariamente por metano (CH4 )
y dióxido de carbono (C02 ) .
La digestión anaerobia es uno de los mecanismos más
frecuentemente usados por la naturaleza para descomponer los mate-
riales orgánicos . Entre los procesos de degradación natural, éste
parece ser el más primitivo y constituye probablemente el primer
signo de vida que hubo sobre la tierra, como lo demuestra el ha-
llazgo de bacterias fósiles correspondientes a períodos geológicos
de antigüedad 3 .1 - 3 .4 . 109 años, en los que el oxígeno era suma
mente escaso en nuestra atmósfera . La aparición de los microorga-
nismos aerobios se considera más reciente, cifrándose su antigüe-
dad en unos 5 .0 . 108 años (Hughes, 1979) .
La fermentación metánica, entendida como degradación
de la materia orgánica hasta la formación de biogás, se desarrolla
básicamente según el esquema siguiente :
materiaorgánicacompleja
- 2 9 -
moléculas
ácidos _simples
üorgánicosbiogás (CH49 C02 )
y constituye un elemento decisivo en los ciclos naturales del car-
bono, nitrógeno y otros elementos indispensables en los procesos
vitales . El proceso, sumamente complejo, depende de un amplio gru-
po de microorganismos, que a través de una serie de etapas combina
das llevan a la producción del biogás .
La materia orgánica original (hidratos de carbono,
lípidos, proteinas, etc) da lugar, después de la fermentación,
a unos lodos en los que se encuentran los componentes difíciles
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- 30 -
de degradar, la mayor parte del nitrógeno y fósforo y la totalidad
de elementos minerales . Asimismo, dado que sólo una pequeña parte
del sustrato se utiliza para el crecimiento de los microorganismos
(aproximadamente el 90% se puede transformar en biogás), la fermen
tación anaerobia permite el desdoblamiento de la materia orgánica
en sus componentes energéticos (CH4 , H2 ) y fertilizantes (N, P,
K) de forma espontánea, hecho que la sitúa en posición especialmen
te ventajosa frente a otras técnicas que requieren altos costes
de energía para conseguir separaciones por regla general menos
efectivas .
El biogás, por su elevado porcentaje de metano, es
una fuente de energía que puede sustituir al gas natural . Se suele
utilizar directamente para cocinar, calefacción o generación de
electricidad .
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- 31 -
3.2.
ANTECEDENTES HISTORICOS DE LA DIGESTION ANAEROBIA .
El interés científico por la producción de gas combus-
tible aparece en el siglo XVIII, cuando en 1776 Volta identifica
el metano por primera vez en el "gas de los pantanos", aunque ante
riormente en 1682 R . Boyle predijo la posibilidad de obtener gas
a partir de residuos animales y vegetales en descomposición (Pine,
1971 ; Stafford, 1974) . En el año 1884, Pastnier presentó el primer
trabajo sobre la producción de metano a partir de residuos de gran
ja, en la "Academia de Ciencias" en Francia (Vicent, 1984) .
Posteriormente Pasteur fue el primero en describir
los organismos anaerobios (tipo CZostridium) al realizar un estu-
dio sobre la fermentación butírica . Además llegó a comprobar que
pequeñas cantidades de oxígeno eran tóxicas para estos organismos
y propuso la posibilidad de obtener metano a partir de estiércol .
A partir de 1900 se construyen en la India los prime-
ros digestores para la producción de biogás a partir de residuos
orgánicos . En Europa comenzaron a funcionar en 1911 en Gran Breta
ña . Durante la década de los años 20 y 30 se realizaron muchas
experiencias a nivel de laboratorio y planta piloto . En muchos
casos ya se utilizaban los lodos de aguas residuales como alimento
de los digestores (Acharya, 1958 ; Summers y Bousfield, 1976) .
Con motivo de la Segunda Guerra Mundial se desarrolla-
ron en Alemania gran número de instalaciones de digestión anaero-
bia con el fin de potenciar nuevas fuentes de energía renovables .
Aunque la tecnología se extendió al resto de Europa Occidental,
cuando cesaron las condiciones de escasez sólo quedaron funcionan-
do algunos digestores en Alemania y Francia .
Entre 1950 y 1970 la digestión anaerobia se desarrolló
notablemente en la India y China . En ambos países las materias
primas son los excrementos animales (800 millones de toneladas/año
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- 32-
de estiércol de vaca en la India) y humanos, los desperdicios do-
mésticos y algunos resíduos agrícolas (Merril y Fry, 1973) . En
1977 había en China unos 5 millones de digestores en funcionamien-
to, debido al parecer a la mayor economía de los materiales usados
lo que reducía los costes de inversión (Pfeffer, 1974 ; Smill 1977) .
Hasta que se produjo la crisis del petróleo, el proce-
so anaerobio se había considerado en países industrializados como
USA, Canadá, parte de Europa, etc . ., como un tratamiento para re
ducir altas cargas orgánicas de algunos residuos, sin aprovechar
los lodos como fertilizantes o el metano como combustible .(Vallés,
1980) .
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3.3.
TIPOS DE DIGESTORES .
- 33 -
Atendiendo a su procedencia los residuos a tratar por
fermentación anaerobia pueden clasificarse en (Lema y col . 1981) :
A) Biomasas primarias : - residuos agrícolas .
- residuos forestales .
- residuos marinos .
B) Biomasas secundarias : - residuos urbanos .
- residuos industriales .
- residuos ganaderos .
- lodos procedentes de plantas de
tratamiento aerobio .
Las diferentes características de cada una de ellas,
composición, estado físico o condiciones ambientales determinarán
los diferentes tipos de tratamiento .
En función del tipo de carga y el estado de la biomasa
se presenta en la Tabla 3 .1 . una- clasificación de los digestores
(Lema, 1981 ; París, 1983 ; Rieradevall, 1984 ; Vicent, 1984) :
TABLA 3 .1 . CLASIFICACION DE LOS DIGESTORES SEGUN EL TIPO DE CARGA
Y ESTADO DE LA BIOMASA .
Carga
Biomasa bacteriana
Digestor
Discontínua Suspensión
Discontínuo
Contínua
Suspensión
Flujo de pistón
Monoetapa o tanque agitado
Susp . Recirculada
Contacto anaerobio
Fija
Filtro anaerobio
Lecho en película
Lecho fluidizado
Lecho de lodos (U .A .S .B .)
Lecho expandido
Separada
Dos etapas
Mixtos
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- 34-
3.3 .1 .
REACTOR DISCONTINUO 0 POR CARGAS .
En este proceso el material a digerir se introduce
en el reactor (Figura 3 .1 .) y se desarrolla la fermentación hasta
que cesa la producción de gas . Cuando la cantidad de microorganis
mos en la materia prima es pequeña, puede inocularse con lodos
procedentes de otro digestor anaerobio, para acelerar la puesta
en marcha .
Es un reactor muy sencillo de operación y diserto, con
un mantenimiento económico, pero presenta inconvenientes ya que
la cantidad de gas producido no es constante, con una composición
variable y la primera parte no se puede aprovechar por el elevado
contenido en C02 y aire . Además puede tener problemas mecánicos
de carga o descarga .
En la actualidad se aplica en el tratamiento de resi-
duos agrícolas o ganaderos con un elevado contenido de sólidos
(por ejemplo excrementos de ganado vacuno) .
3 .3 .2.
DIGESTOR DE FLUJO DE PISTOLA .
Es un digestor de funcionamiento contínuo, generalmen-
te de sección rectangular u ovalada en el que la circulación del
residuo a tratar es horizontal en condiciones de mezclado longitu-
dinal mínimo (Figura 3 .2 .) .
El sistema de agitación puede ser mecánico aunque nor-
malmente se realiza por borboteo del mismo gas producido en la
instalación . La calefacción puede ser por resistencia eléctrica,
inyección de vapor o un serpetín por el que circula agua caliente .
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- 35 -
Figura 3 .1 - Digestor discontinuo o
por cargas
G
Figura 3 .2 - Digestor de Flujo de Pistón
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- 36-
Se han desarrollado dos tipos de digestores de flujo
de pistón : de cubierta rígida flotante y de cubierta flexible fija,
según sea la forma del depósito de almacenamiento de gas .
Este tipo de digestores son útiles para tratar corrien
tes con elevados porcentajes de sólidos (residuos animales y domés
ticos) . Los mayores problemas que presenta son la limitación del
volumen de digestor (de 100 a 1000 m3 como máximo) y el elevado
coste por la sofisticación del equipo si se le compara con un di-
gestor monoetapa convencional .
a
3.3.3.
DIGESTOR MONOETAPA 0 TANQUE AGITADO,
v
Consiste en un reactor contínuo de tanque agitado (Fi-
gura 3 .3 .) . Puede funcionar en régimen contínuo o semicontínuo
(alimentación y extracción periódicas) . Se admite que la concentra
ci6n de biomasa en la corriente de salida es la misma que en el
interior del reactor . Este sistema es adecuado para el tratamiento
de corrientes concentradas (2 - 8% de sólidos) con una cantidad
significativa de sólidos no biodegradables .
La homogeneización del reactor se puede realizar mecá-
nicamente o por recirculación del gas o líquido .
Su principal aplicación está en el tratamiento de los
lodos procedentes de otros sistemas de depuración de aguas .
3 .3 .4 .
PROCESO DE CONTACTO ANAEROBIO .
Consta de un digestor monoetapa seguido de un decanta-
dor desde el que se recirculan los lodos al digestor para aumentar
la concentración de biomasa en el mismo (Figura 3 .4 .) . El tiempo
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- 37-
Figura 3 .3 - Digestor Monoetapa o
Tanque agitado
R
G
Figura 3 .4 - Proceso de Contacto anaerobio
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de residencia hidráulico en el digestor es inferior al tiempo de
generación de los microorganismos . Por tanto se puede aumentar
la carga orgánica máxima que puede admitir un digestor monoetapa .
La homogeneización del reactor puede conseguirse recir
culando parte del contenido del digestor entre la zona superior
e inferior, recomprímiendo el gas a la salida dejándolo burbujear
dentro del digestor, mediante agitación mecánica, etc .
Con el proceso de contacto anaerobio se pueden tratar
corrientes con cargas medias o altas y con importantes cantidades
de sólidos en suspensión . Se utilizan muy a menudo en el tratamien
to de residuos agroalimentarios .
La eficacia del proceso depende del sistema de decanta
ción y recirculación de lodos .
3.3.5.
FILTRO ANAEROBIO.
- 38-
El reactor está relleno de un material sobre el que
se adhieren los microorganismos . Cuando el número de bacterias
crece excesivamente o cuando se mueren, se desprenden del soporte
y abandonan el filtro como lodos (Figura 3 .5 .) .
Como relleno se pueden utilizar piedras, o elementos
cerámicos o plásticos . La superficie específica de los soportes
oscila entre 100 - 200 m2/m3 . El flujo dentro del reactor es ascen
dente .
Los problemas más frecuentes que se presentan son los
típicos de un reactor de lecho fijo : creación de caminos preferen-
ciales, obstrucción en los distribuidores, colmatación de sólidos .
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E
T T T
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Figura 3 .5 - Filtro anaerobio
T
Figura 3 . 6 - Digestor de lecho en película
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La aplicación de este aparato está indicada en el caso
de pequeñas cantidades de sólidos en suspensión . Se pueden tratar
incluso corrientes concentradas si se realiza una recirculación
de la corriente de salida .
muy elevados . Se puede trabajar con
con elevados rendimientos de metano
do a los altos tiempos de retención
3.3.6 .
3 .3 .7 .
- 40-
Con el filtro se consiguen rendimientos de depuración
cargas de 10 - 12 kg DQO/m3/día
por volumen de digestor, debi-
de sólidos que se logran .
DIGESTOR DE LECHO EN PELICULA .
En este aparato la alimentación se introduce por la
parte superior, eliminándose los problemas de colmataci6n y repar-
to de alimento que suceden en los filtros anaerobios (Figura 3 .6 .) .
El soporte sobre el que se retienen y crecen las bacte
ser de distintos materiales,
eficacias de depuración . Se
tratamiento de todo tipo de
rias puede tener diferentes formas y
observándose en cada caso distintas
puede aplicar este digestor para el
residuos, urbanos o de animales .
DIGESTOR DE LECHO FLUIDIZADO .
En este caso se fluidizan por la acción del efluente,
los aglomerados bacterianos directamente o los soportes inertes
sobre los que se han fijado las bacterias, generalmente partículas
de arena, gránulos de plástico o carbón activado (Figura 3 .7 .) .
La superficie específica por unidad de volumen es de
1000 a 4000 m2/m3
ceso consiste en una circulación
parcial .
en función del tamaño de las partículas . El pro-
ascendente y una recirculación
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E
E
R
Figura 3 .7 - Digestor de lecho fluidizado
" G
S
Figura 3. 8 - Digestor de lecho de lodos
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- 42-
La eficacia del sistema es elevada ya que prácticamen-'
te todo el conjunto de bacterias están en contacto directo con
la corriente a tratar, con lo que se reducen los problemas de difu
sión, se evita la formación de canales y la retención del gas .
Además se puede emplear un soporte de reducido tamaño con lo que
se aumenta la superficie específica disponible . La concentración
de biomasa suele ser superior al de otros sistemas anaerobios,
por lo que se puede reducir el tamaño del reactor y el tiempo de
residencia necesario para un determinado grado de depuración .
3 .3 .8 .
DIGESTOR DE LECHO DE LODOS
Este tipo de reactor ha sido desarrollado en Holanda
por Lettinga y colaboradores . También se le conoce con el nombre
de U .A .S .B . (Upflow Anaerobic Sludge Blanket) .
Los microorganismos pueden actuar como medio filtrante
y la corriente a depurar pasa en sentido ascendente a través del
lecho de lodos anaerobios (Figura 3 .8) .
Por medio de un dispositivo especial se consigue la
separación de los lodos, tanto del gas como de la corriente . Así
se crea en la parte superior del reactor una zona de sedimentación
que permite que las partículas de lodos que llegan a esta zona
puedan flocular, sedimentar y volver a la zona de digestión situa-
da por debajo . La retención de los lodos en el interior del siste-
ma, se consigue favoreciendo la floculación si se mantienen unas
condiciones apropiadas en el reactor .
Una de las características del proceso U .A .S .B . es
la posibilidad de desarrollar unos lodos con actividad específica
y mejores condiciones de decantabilidad . Ello se debe a que una
parte importante del lodo anaerobio se produce en forma granular .
La decantabilidad del lodo granular es mejor que la del lodo flocu
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- 43 -
lado . La capacidad de floculación del lodo se ha demostrado que
depende de la presencia de cationes divalentes (los iones Ca+2
favorecen la floculación porque mejoran la resistencia mecánica
de los gránulos) y de materia dispersa .
Con los digestores U .A .S .B . pueden tratarse con gran
rendimiento, aguas residuales de industrias agroalimentarias, aun-
que recientemente también se ha aplicado al tratamiento de aguas
residuales urbanas y residuos de destilerías .
3 .3 .9 .
REACTOR DE LECHO EXPANDIDO.
Consiste en un lecho de partículas muy finas (menores
de 1 mm .) que se encuentran ligeramente expandidas por la acción
de un flujo ascendente de la corriente a tratar, sin que llegue
a fluidizarlas . En la Figura 3 .9 . se compara el reactor de lecho
expandido con el de lecho fluidizado .
Las principales ventajas del sistema son : suministrar
una gran área superficial para la fijación de los microorganismos ;
no presentar problemas de comparación ni formación de caminos pre
ferenciales ; ser más sencillo desde un punto de vista tecnológico
en comparación con el de lecho fluidizado .
El reactor de lecho expandido se ha empleado con bue-
nos resultados, en el tratamiento de aguas residuales con poca
carga, a bajas temperaturas y con tiempos de retención relativamen
te cortos .
En relación con la estabilidad del proceso hay que
destacar que variaciones instantáneas en las variables fundamenta-
les, tienen un impacto mínimo en el rendimiento del reactor .
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- 44-
LECHO FLUIDIZADO
LECHO EXPANDIDO
Estático Fluidizado Estático Expandido
Figura 3 .9 - Comparación del reactor de lecho expandido
con el reactor de lecho fluidizado .
Figura 3 .10 - Digestión en dos fases
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- 45-
3.3.10.
DIGESTION EN DOS FASES .
Se trata de dos reactores en serie en los que se real¡
za separadamente la etapa acidogénica y metanogénica de la diges-
tión anaerobia . En cada uno de los digestores están presentes los
microorganismos responsables de cada etapa, que tienen caracterís-
ticas metabólicas propias (Figura 3 .10 .) .
Se pretende mantener en cada digestor unas condiciones
de operación que determinan una velocidad de reacción máxima . Para
conseguir esta separación de fases se puede emplear un control
cinético, que consiste en aplicar sobre el digestor de acidifica-
ción un tiempo de residencia hidráulico inferior al tiempo de gene
ración de las bacterias metanogénicas que es muy superior al de
las bacterias productoras de ácidos . De esta manera en el primer
reactor se consigue una conversión total del sustrato inicial en
ácidos volátiles, mientras que en el segundo se utilizan estos
compuestos para la producción de metano .
Teóricamente el proceso es atractivo puesto que permi-
te lograr una mayor eficacia global de tratamiento y sobre todo
una mayor estabilidad del sistema, pues en el segundo fermentador
se mantiene una población bacteriana adaptada a la degradación
de compuestos cuya acumulación hace que se produzca la desestabili
zación del digestor (en particular el ácido propiónico) .
Desde un punto de vista tecnológico el proceso permite
reducir el tamaño global del equipo y mejorar la calidad de la
corriente de salida y la estabilidad del sistema .
En el caso de residuos con un elevado contenido de
aparece una modificación del proceso, conocido como diges
dos etapas . Igual que en el caso anterior consta de dos
en el primero de ellos se realiza la hidrólisis
formándose compuestos más sencillos . En el segundo
sólidos,
tión en
reactores pero
de los sólidos
reactor tiene lugar simultáneamente la acidificación y metaniza-
ción .
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3.3 .11 .
SISTEMAS MIXTOS.
- 46-
Cada tipo de digestor es adecuado para tratar casos
concretos de residuos . Asimismo para un mismo vertido se podría
aplicar un sistema de tratamiento formado por dos tipos de digesto
res . El primero sería el más adecuado para tratar el residuo bruto
directamente, mientras que el segundo se elegiría en función de
las características de la corriente de salida del primero .
En el tratamiento de corrientes con cantidades impor-
tantes de sólidos en suspensión, un sistema podría ser el formado
por un reactor de contacto seguido de un filtro anaerobio (Figu-
ra 3 .11 .) .
Figura 3 .11 - Sistemas mixtos : Contacto + Filtro anaerobio
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- 47-
3 .4 .
ETAPAS DE LA DIGESTION ANAEROBIA. ESQUEMAS Y REACCIONES
PROPUESTOS .
En la digestión anaerobia se han distinguido diferen-
tes etapas y grupos de bacterias con el fin de poder explicar más
fácilmente la microbiología, bioquímica y cinética del proceso .
Aunque estos grupos de bacterias puedan diferenciarse esquemática-
mente, no puede hacerse así con su fisiología y metabolismo porque
el metabolismo de un grupo es dependiente de los otros .
- Desde 1930 y hasta hace pocos años se consideraba
que el proceso de la digestión anaerobia transcurría en dos etapas
consecutivas : etapa acidogénica (o etapa no metanogénica) y etapa
metanogénica, con la intervención de dos grupos de microorganismos
(Barker, 1956 ; McCarty, 1964 ; Toerien y Hatting, 1969 ; Kirsch y
col ., 1971 ; Merril y Fry, 1973 ; Singh, 1974 ; Leckie y col ., 1975 ;
Freeman y Pyle, 1977) .
En la primera etapa,
metanogénica, un grupo complejo de
tativas y estrictas, formadoras de
tos complejos como polisacáridos,
ácidos grasos volátiles (fórmico,
etc), alcoholes (metanol, etanol)
amoníaco y sulfuro de hidrógeno .
llamada etapa acidogénica o no
bacterias fermentativas, facul-
ácidos, degradarían los sustra-
proteínas y lípidos, y producen
acético, propiónico, butírico,
dióxido de carbono, hidrógeno,
En la segunda etapa, o etapa metanogénica, las bacte-
rias metanogénicas degradarían los productos finales de la etapa
anterior, produciendo metano y dióxido de carbono .
El proceso en dos etapas podría representarse según
el esquema que se presenta en la Figura 3 .12 .
Sin embargo, posteriores investigaciones (Bryant y
col ., 1967) demostraron que las bacterias metanogénicas no catabo-
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ETAPA ACIDOGENICA
ó NO METANOGENICA
H2
ETAPA METANOGENICA
- 48-
COMPUESTOS ORGÁNICOS COMPLEJOS
ÁCIDOS GRASOS VOLÁTILES
ALCOHOLES
CO2
CH4 + CO2
BACTERIAS FERMENTATIVAS
SH2
BACTERIAS METANOGENICAS
Figura 3.12. Esquema del proceso de digestión anaerobia en dos etapas .
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- 49-
lizan otros alcoholes que no fuera el metanol, ni ácidos que no
fuera el acético . Bryant suponía que la fermentación del etanol
y otros alcoholes similares comprendía una asociación sintrófica
de dos especies de bacterias . Una especie no metanogénica producía
acetato e hidrógeno a partir de etanol, sólo cuando la segunda
especie de bacterias metanogénicas estaba presente para utilizar
el hidrógeno y reducir el dióxido de carbono a metano . Este hecho,
además de que no se habían obtenido cultivos puros de metanógenos
capaces de degradar otros ácidos grasos que no fueran acético y
fórmico, sugería que los metanógenos sólo son capaces por sí mis-
mos de degradar metanol, ácido fórmico y acético .
- En estudios de fermentación anaerobia de lodos de
aguas residuales y rumen, se ha obtenido información sobre los
intermediarios extracelulares de mayor importancia para la metano
génesis (Hungate, 1966 ; Toerien y Hattingh, 1969 ; Wolin, 1973 ;
Hobson y col ., 1974) .
El acetato es el más importante de todos . Kugelman
y McCarty (1965), y Smith y Mah (1966), demostraron que cerca del
70% del metano producido a partir de lodos proviene del grupo meti
lo del acetato . En experimentos realizados con residuos de ganadovacuno, Mountfort y Asher (1978) encontraron que más del 90% del
metano producido procedía del acetato, mientras que el resto del
metano tenía su origen en la reducción del dióxido de carbono por
el hidrógeno .
El formiato se convierte rápidamente en hidrógeno y
dióxido de carbono por acción de los microorganismos no metanóge-
nos, o es utilizado directamente por las bacterias metanogénicas
(Hungate y col ., 1970) .
El succinato sufre una descarboxilaci6n convirtiéndose
en propionato (Hungate, 1966 ; Scheifinger y Wolin, 1973) . Este
compuesto intermediario es de gran importancia en los procesos
que ocurren en el tracto gastrointestinal de animales herbívoros .
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- 50 -
El propionato, junto con el acetato e hidrógeno, cons-
importantes (McCarty, 1964 ;
(1978) han propuesto que en
estacionario, cerca del 15%
propionato .
tituye uno de los intermediarios más
Smith y Mah, 1966) . Kaspar y Wuhrman
la fermentación de lodos en régimen
de la producción de metano se debe al
El etanol y lactato son de menor importancia . Los orga
nismos los producen para utilizarlos como aceptores electrónicos
de la glucolisis, pero también producen hidrógeno que será poste
riormente utilizado por ciertas bacterias metanogénicas, lo que
inducirá a las bacterias fermentativas a la producción de acetato
disminuyendo la producción de lactato y etanol (Shu-e hidrógeno,
ler 1980) .
- Chynoweth y Mah (1971) establecieron que para siste-
mas que operaban normalmente con aguas residuales, el ácido acéti-
co representaba aproximadamente el 70% del total de ácidos voláti
les presentes en el medio . Asimismo observaron que el porcentaje
de reducción hasta ácidos volátiles de los hidratos de carbono,
proteínas y lípidos era respectivamente 13, 36 y 76%, lo que es
de la importancia de los lípidos como precursores de
volátiles y en particular del ácido acético . En los
experimentos realizados con aguas residuales brutas comprobaron
que la concentración de acetato aumentaba rápidamente hasta valo-
res próximos a 2 .mol/ml, mientras que para otros ácidos la concen
traci6n era sensiblemente inferior : propionato 0 .8 mol/ml, butira
to 0 .4 p.mol/ml . En la Tabla 3 .2 . se presentan las velocidades de
formación de diferentes ácidos, partiendo de distintos sustratos .
indicativo
los ácidos
A la vista de la Tabla 3 .2 . se puede apreciar que es
el palmitato el que produce la mayor cantidad de acetato, que pos-
teriormente será utilizado por las bacterias metanógenas para for-
mar dióxido de carbono y metano .
- De acuerdo con Stafford (1974), el esquema propuesto
para el proceso se presenta en la Figura 3 .13 .
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- 51 -
TABLA 3.2 . VELOCIDADES DE FORMACION DE ACIDOS VOLATILES A PARTIR
DE DIFERENTES SUSTRATOS (10-2 lig C/mI/min) .
- El esquema en tres etapas propuesto por Bryant (1976,
1979) y McInerney y Bryant (1978), se presenta en la Figura 3 .14 .
La primera etapa hidrolitica y fermentativa supone
generalmente la actuación de un grupo metabólico de bacterias fer-
mentativas que hidrolizan los hidratos de carbono complejos, pro
teínas y lípidos, fermentando estos productos hasta la formación
de ácidos grasos, hidrógeno y dióxido de carbono .
En la segunda etapa se produce acetato, dióxido de
carbono e hidrógeno, a partir de los ácidos grasos (con más de
dos átomos de carbono), alcoholes y algunos compuestos aromáticos
generados en la etapa anterior, por la acción de un grupo metabóli
co de microorganismos denominado "bacterias acetogénicas producto-
ras de hidrógeno" .
La tercera etapa implica a las bacterias metanogénicas
que utilizan los productos de las etapas anteriores, fundamental-
mente el acetato, aunque también reducen el dióxido de carbono,
produciendo una mezcla gaseosa donde el metano es el componente
mayoritario .
SUSTRATO
Palmitato
FORMIATO
310
ACETATO
1420
PROPIONATO
104
BUTIRATO
249
TOTAL
2083Proteína hidrol . 19 .9 120 76 .2 20 .5 236 .6Piruvato 34 .3 39 .7 10 .4 4 .4 88 .8
Glucosa 4 .0 17 .3 9 .4 0 .8 31 .5
Láctato 19 .2 0 .6 2 .2 1 .1 23 .1
Glicerol 0 14 .2 4 .4 0 .3 18 .9
Etanol 2 .0 6 .5 4 .8 0 13 .3Succinato 1 .1 0 .6 5 .2 0 .7 7 .6
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PRIMERA ETAPA
Etapa NO METANOGENICA
- Hidrólisis
LIPIDOS
(HIDRATOS DE CARBONO + PROTEINAS)
SEGUNDA ETAPA
- Deshidrogenación y
Descarboxilación
TERCERA ETAPA
(POBLACION RETEROGENEA DE BACTERIAS)
ACIDOS GRASOS DE
CADENA LARGA
-52-
(BACTERIAS ACIDOFILICAS)
ACIDOS GRASOS DE CADENA CORTA
Etapa METANOGENICA
(BACTERIAS METANOGEAICAS)
CH4 + CO2
Figura 3 .13. Esquema del proceso de digestión anaerobia en tres etapas
(Stafford, 1974)
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MATERIA ORGANICA
Hidratos de Carbono
Proteínas
Lípidos
Hidrólisis y Fermentación
- 53 -
ACIDOS GRASOS
ACETATO ~- Deshidrogenación --- H2
Descarboxilación
Reducción y
BACTERIAS
Acetato
Formación metano
METANOGENICAS
BACTERIAS
FERMENTATIVAS
BACTERIAS
ACETOGENICAS
Figura 3 .14 . Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas
(Bryant, 1976 y 1979; McInerney y Bryant 1978) .
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- 54 -
Hay que destacar que la metanogénesis necesita de la
interacción sintrófica de los tres grupos metabólicos de bacterias .
En primer lugar cuando se produce la hidrólisis de las macromolécu
las orgánicas por la acción de los enzimas extracelulares de las
bacterias fermentativas, se obtiene un conjunto de productos más
sencillos que incluyen hexosas, ácido hexurónico, ácidos sacári-
cos, aminoácidos, ácidos grasos con diferente número de átomos
de carbono, ácidos nucleicos, N-acetilglucosamina, ácido N-acetil-
murámico, etc, y otros productos resultantes de la hidrólisis par-
cial de péptidos, oligómeros, etc .
Estos productos se degradan posteriormente en diferen-
tes rutas metabólicas por la acción de bacterias fermentativas
y acetogénicas (McCarty, 1971 ; Wolin, 1973 ; Hobson y col ., 1974 ;
Moat, 1979) . A continuación se detallan los caminos metabólicos
seguidos por algunos de los compuestos (Ferry y Wolfe, 1976 ; Shlo-
mi y col ., 1978 ; Healy y Young, 1978 ; Keith y col ., 1978) :
Las hexosas siguen la ruta Embden-Meyerhoff directamen
te o a través de una etapa de isomerizaci,ón .
Los ácidos hexurónicos una vez oxidados y convertidos
en pentosas siguen el ciclo de las pentosas fosfato, pudiendo lle-
gar a transformarse en piruvato que por oxidación posterior produ-
ce acetato, hidrógeno y dióxido de carbono .
Los ácidos volátiles procedentes de los lípidos, su-
fren una O-oxidación hasta convertirse en acetato, dióxido de car-
bono e hidrógeno .
Las bases purínicas y pirimidínicas dan lugar a amino-
ácidos y/o ácidos volátiles, por la acción de una amplia variedad
de enzimas .
Los aminoácidos obtenidos de los ácidos nucleicos y
proteínas, dan lugar a los correspondientes ácidos orgánicos, des-
pués de una desaminaci6n .
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- 55 -
En los compuestos aromáticos, una vez abierto el ani-
llo, se produce una P -oxidación como en los ácidos grasos, y dan
lugar a acetato, formiato, dióxido de carbono e hidrógeno,
El resultado de todas estas reacciones es la produc-
ción de acetato, formiato, dióxido de carbono e hidrógeno, que
sirven de sustrato para las bacterias metanogénicas . Estas bacte
rias utilizan rápidamente el hidrógeno presente en el medio, mante
niendo muy baja su concentración (Bryant, 1979), lo que es esen-
cial debido al importante papel regulador del hidrógeno en la di-
gestión anaerobia .
- McInerney y Bryant, (1980) han propuesto un nuevo
esquema del proceso en tres etapas (Figura 3 .15), con la diferen-
cia de que incluían un nuevo grupo de bacterias . Al igual que en
el caso anterior, el proceso transcurre por la acción de tres gru-
pos de bacterias : fermentativas, acetogénicas (productoras de hi-
drógeno) y metanogénicas . Sin embargo establecen la presencia de
un cuarto grupo de bacterias, de menor importancia metabólica,
capaces de producir (bajo determinadas circunstancias) acetato
y otros ácidos (butirato), a partir de dióxido de carbono e hidró-
geno, que actúa como dador de electrones (Balch y col, 1977 ; Ohwa=
ki y Hungate, 1977 ; Schobert, 1978) .
A continuación se comentan cada una de las etapas indi
cadas anteriormente .
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- 56 -
MATERIA ORGANICA
Hidratos de Carbono
Proteínas
Lípidos
Hidrólisis y Fermentación
ACIDOS GRASOS
Deshidrogenación
Acetogénica
Hidrogenación
Acetogénica
ACETATO
H2 + CO2
Descarboxilación
Reducción y
BACTERIAS
Acetato
Formación metano
METANOGENICAS
BACTERIAS
FERMENTATIVAS
BACTERIAS
ACETOGENICAS
Figura 3 .15. Esquema de la digestión anaerobia en tres etapas
(NcInerney y Bryant, 1980) .
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- 57-
3 .4 .1 .
ETAPA HIDROLITICA Y FERMENTATIVA .
Las moléculas orgánicas complejas (hidratos de carbono,
lípidos, proteínas) son hidrolizados a compuestos más sencillos
y solubles, por la acción de los enzimas hidrolíticos : celulasas,
hemicelulasas, amilasas, lipasas y proteasas . Posteriormente los
compuestos hidrolizados se fermentan produciéndose principalmente
ácidos orgánicos (acético, propi6nico, butírico, láctico) y en
menor proporción compuestos neutros (metanol, etanol), NH3 , H2
y C02 .
En esta etapa intervienen un elevado número de bacte-
rias (108 a 109 bacterias/ml) . La naturaleza y número de los micro
organismos presentes dependen en cada caso del tipo de residuo
a fermentar . Asimismo el metabolismo, fisiología y nutrición de
los diferentes grupos de bacterias, variarán de un ecosistema a
otro, aunque las diferencias no sean importantes (Mah y Sussman,
1967 ; Toeríen, 1973) .
En digestores que contienen aguas residuales urbanas
se han encontrado bacterias anaerobias facultativas y anaerobias
estrictas (Mah y Sussman, 1968 ; Toerien y Hattingh, 1969 ; Toerien,
1970 ; Kirsch y Sykes, 1971 ; Hobson y Shaw, 1974 ; Hobson y col .,
1974 ; Bryant, 1976 ; Leedle, 1977 ; Ianotti y col ., 1978) . Las prime
ras, por lo general son poco numerosas (Streptococos, Enterobacte-
riaceae) y su función no es tan importante como la de los microor-
ganismos anaerobios estrictos que son los predominantes, entre
los que podemos citar los géneros : Bacteroides, Clostridium, Buty-
vibrio, Eubacteriwn, Bifidobacteriwn, Lactobacillus . Las especies
anaerobias termofílicas aisladas, son por lo general formadores
de esporas y pertenecen al género CZostridíwn (McBee, 1950) .
Entre los principales metabolitos de estas bacterias,
dependiendo del género, se puede citar : acetato, propionato, buti-
rato, succinato, lactato, metanol,, etanol, hidrógeno y dióxido
de carbono .
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- 58 -
En esta primera etapa del proceso comienzan las inter-
acciones bacterianas, pudiéndose distinguir desde un punto de vis-
ta fisiológico, dos tipos metabólicos de bacterias (Vicent, 1984) :
- Bacterias cuyo metabolismo no se ve afectado por
la presión parcial de hidrógeno . En este grupo aparecen bacterias
que no son productoras de hidrógeno (bacterias homolácticas) y
especies que realizan la descarboxilación del piruvato (Enterobac-
terias) por la acción de la piruvato formiato-liasa .
- Bacterias que se ven afectadas por la presión par-
cial de hidrógeno . En cultivo puro producen hidrógeno por la ac-
ción de una hidrogeno-transferasa,
compuestos más reducidos (etanol) .
ces de utilizar el hidrógeno, el
producción de acetato, debido a un
y una mezcla de acetato y otros
En presencia de bacterias capa-
metabolismo se desvía hacia la
mejor rendimiento energético .
3 .4 .1 .1 .
Fermentación de polisacáridos .
Las bacterias fermentativas pueden utilizar como fuen-
te de energía para su crecimiento, los hidratos de carbono que
hay, en los sustratos complejos, productos derivados de éstos por
hidrólisis o bien productos finales del metabolismo de otras bacte
rias, como lactato o glicerol (Bryant, 1973, 1974, 1977) .
Por otra parte hay bacterias fermentativas bastante
específicas como por ejemplo Bacteroides amy1ophílus que sólo uti-
liza almidón y los productos de su hidrólisis . Sin embargo muchas
otras bacterias son más versátiles y así por ejemplo algunas
de Butyrivibrio fibrisolvens y Bacteroides ruminicola pueden
mentar glicósidos, polisacáridos y azúcares .
cepas
fer-
Los polisacáridos como celulosa, hemicelulosa, almidón,
etc se hidrolizan hasta compuestos más sencillos que una vez trans
portados al interior de la célula bacteriana fermentarán producien
do una variedad de productos . Los tipos y proporciones de los pro-
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- 59-
ductos finales vienen regulados por la presión parcial de hidróge-
no, y por la forma en que sea metabolizado el piruvato intracelu-lar, es decir en función de los complejos enzimáticos utilizadospor los microorganismos . La Figura 3 .16 . reagrupa las diferentes
vías que corresponden a fermentaciones clásicas del tipo láctico,propiónico, butírico, butanodiólico, etc . ., y la influencia dela presión parcial de hidrógeno .
Las hexosas y pentosas se convierten en piruvato yNADH2 por la vía de Embden-Meyerhoff-Parnas y la vía de Warburg-
Dickens respectivamente, a excepción de la fermentación heterolác-
tica que lo realiza a través de la vía fosfocetolasa .
El metabolismo del piruvato está ligado a reacciones
de reducción que permiten la regeneración de los transportadores
de electrones NAD y FAD .
En la Tabla 3 .3 . se indican las principales reacciones
presentadas en la Figura 3 .16 .
3.4.1 .2 .
Fermentación de otros compuestos .
Los residuos orgánicos suelen contener mayores cantida
des de proteínas y grasas biodegradables que de hidratos de carbo-no, de las que habitualmente se encuentran en la dieta de los ani-males hervíboros .
Las proteínas son hidrolizadas obteniéndose péptidosy aminoácidos que posteriormente son transformados en ácidos orgá-nicos, dióxido de carbono y amoníaco, a través de mecanismos dedesaminaci6n, transaminaci6n y descarboxilaci6n, o pueden sertransformados en ácido pirúvico y continuar la vía metabólica des-crita en la Figura 3 .16 . Como ejemplo se muestra en la Figura 3 .17.
un esquema propuesto por Weng y Jerfs (1976) para la descomposi-
ción del ácido glutámico . Asimismo los péptidos, aminoácidos y
amoníaco pueden ser asimilados por las bacterias para la formación
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LIPIDOS
LIGNINAS
HIDRATOS DE CARBONO
Acidoa grasos de
cadena larga
Acidos ciclo
Krebs
Aromáticos
Gliceraldehido 3 P
Aminoácidos
a
Fosfoenolpiruvato
Cetoácidos
AcetílCOA
l
Oxalacetato
Iactato
Acetaldehido AcetoecetilCOA
ETANOL BUTIRATO
ALTA PRESION DE HIDROGENO
Figura 3.16
Principales reacciones de la etapa hidrolítica .
PROTEINAS
Succinato AcrilelICOA
PROPIONATO
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- 61 -
TABLA 3.3 . PRINCIPALES REACCIONES DE LA ETAPA HIDROLITICA Y
FERMENTATIVA .
REACCION
2 NAD+ E--- 0 2 CH3COC00 + 2 NADH + 4 H+- 148.1
H300000 + 2 H20 .E-; CH3C00 + HC03 + H + + H2- 47.3
CH 300000 + 2 NADH + 2 H + -* -+ CH3CH2000 + 2 NAD + + H20
H300000 + CH3000- + NADH + H+ ¡-~ CH3CH2CH2C00 + HC03
H3 00000 + H20 + NADH + H+ E---~ CH3CH20H + HC03 + NAD+
- 87 .0
3 CH3CHOH000 ~-.-i 2 CH3CH2000 + CH3000 + H003 + H+ - 84 .1
- 38 .9
CH300000 + NADH + H+ t- CH3CHOH000 + NAD+- 25.1
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NH 2
HOOC - CH2 - CH2 - CH - COOH
CH3 - CH2 - COOH
+
H20
- 62-
s
CH3 - COOH
+
H - COOH
+
4 H
CH 3
CH - COOH
+
NH3
CH2 - COOH
CH3 - CHOH - COOH
CH3 - CO - COOH + CH3 - COOH
Figura 3 .17 . Esquema de descomposición del ácido glutámico .
(Weng y Jerfs, 1976)
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- 63-
de sus propios compuestos celulares (Wright, 1967) . A partir de
los aminoácidos valina, leucina e isoleucina se forman isobutirato,
isovaleriato y 2-metilbutirato respectivamente (Mead, 1971 ; Bryant
1977 ; Prins, 1977 ; Bryant, 1979) . Durante el metabolismo de los
aminoácidos aromáticos fenilalanina, tirosina y tript6fano, algu-
nas especies de CZostrídium producen ácidos orgánicos aromáticos
como fenilacético, fenilpropiónico, indolacético (Elsden y col .,
1976) . Los productos finales de la degradación anaerobia de tiros¡
na son p-cresol y 3-fenilpropiónico si el sustrato inicial son
excrementos frescos de cerdo ; sin embargo cuando estos residuos
son almacenados durante un tiempo, la tirosina da lugar a fenol
y p-cresol mayoritariamente y pequeñas cantidades de fenilpropi6ni
co (Spoelstra, 1978) .
Los glicéridos, fosfolípidos y grasas son hidrolizados
por acción de lipasas, formándose ácidos grasos de cadena larga,
glicerol y galactosa .
Los ácidos grasos de cadena larga son oxidados hasta
ácidos grasos volátiles de cadena corta por el mecanismo de la
oxidación, como se indica en la Figura 3 .18 . (Jeris y McCarty,
1965) . Este mecanismo por ser termodinámicamente desfavorable,
necesita de una presión parcial de hidrógeno muy pequeña .
Para los ácidos grasos insaturados como por ejemplo
el ácido oleico o linoleico se ha propuesto un esquema como el
de la Figura 3 .19 (Stafford, 1980) . También se ha propuesto un
esquema alternativo de producción de ácido esteárico previa hidro-
genación, y que por hidrólisis posterior y 43-oxidación dará lugar
a la formación de ácido acético, dióxido de carbono y metano (Figu
ra 3 .20)(Stafford, 1980) .
El glicerol, después de una fosforilaci6n y oxidación
en dihidroxiacetona fosfato, se degrada hasta piruvato por la vía
de Embden-Meyerhoff-Parnas . En la Figura 3 .21 . se presenta un es-
quema del metabolismo del glicerol (Vicens, 1984) .
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- 64-
R - CH2 - CH2 - COOH
R - CH2 - CH2 - CO - S - CoA + H20
R-CH=CH-CO-S-CoA
WR-CHOH-CH2 -CO-S-CoA
WR-CO-CH2 -CO-S-CoA
WR - CO - S - CoA
+
CH3 - CO - S - CoA
H20
CH3 - COOH
+ CoA - SH
Figura 3.18 .
Esquema de la p-oxidación de los ácidos grasos .
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- 65-
CH3 -
(CH2 ) 7- CH = CH -
(CH2) 7- COOH
CH 3 -
(CH2 ) 7- CHOH - CH2 -
(CH2) 7- COOH
CH3 -
(CH2)7- CO - CH2 -
(CH2)7- COOH
2 CH3 - (CH2 ) - COOH
2 CH3 - (CH5 ) - CH = CH - COOH
2
CH3 - (CH2)5 - CHOH - CH2 = COOH
2
CH3 -
(CH2 ) 5 - CO - CH2 - COOH
Repetición de la deshidrogenaci6n e hidrólisis
2 CH3 - CH2 - COOH
+
4 CH3 - COOH
4 CH4 + 4 CO2
v2 CH - COOH
+ 2 H - COOH
+ 8 H3
2 CH4 + 2 CO22 CO2 + 4 H
La reacción global es la siguiente :
CH3(CH2 ) 7CH=CH(CH2 )
7000H + 18 H20
0
8 CH4 + 10 CO 2 + 38 H
Figura 3 .19 . Esquema de la descomposición del ácido oleico .
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- 66-
CH3 - CH2 -
(CH2 ) 6 CH = CH -
(CH2 ) 6 - CH2 - COOH
CH3 - CH2 -
(CH2 ) 6 - CH2 - CH2 -
(CH2 ) 6 - CH2 - COOH
CH3 - CH2 -
(CH2 ) 13 - CH = CH - COOH
CH3 - CH2 -
(CH2 ) 13 - CHOH - CH2 - COOH
CH3 - CH2 -
(CH2 ) 13
CO - CH2 - COOH
CH3 - CH2 - (CH2 ) 13 - COOH
+
CH3 - COOH
WRepetición de la deshidrogenacióny R-oxidación 7 veces
CH3 - COOH
+
7 CH3 - COOH
CH4 + CO27 CH4 + 7 CO2
La reacción global es la siguiente :
CH4+
CO2
CH 3CH 2 (CH2 ) 6CH=CH(CH2 ) 7000H + 16 H20
-=
9 CH4 + 9 CO2 + 30 H
Figura 3.20. Esquema de la descomposición del ácido oleico
a través de la formación de ácido esteárico .
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Glicerolquinasa
Glicerol 3 fosfato
deshidrogenasa
- 67-
Glicerol
Glicerol 3P
díhidroxiacetona fosfatoA I
I yAldehido
yPIRUVATO
ATP
ADP
NAD
NADH2
E . M . P .
Figura 3.21 .
Metabolismo del Glicerol .
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- 68-
3.4 .2 .
ETAPA ACETOGENICA .
Durante esta etapa intervienen dos grupos de bacterias
capaces de producir acetato, dependiendo del sustrato inicial :
- Bacterias Homoacetogénicas .
- Bacterias Acetogénicas .
3.4 .2 .1 .
Bacterias Homoacetogénicas .
Se caracterizan por la formación de acetato como único
metabolito a partir de la fermentación de los compuestos solubili-
zados (azúcares, lactato, etc) o de la mezcla dióxido de carbono
e hidrógeno .
La mayor parte de las especies de bacterias homoaceto-
génicas aisladas a temperaturas mes6filas, son CZostridium (C. ace
ticum, C. formicoaceticum), Acetobacterium (A . zuoodi, A. uierin
gae), Butyribacterium (B . methyTotrophicum) . En ambientes term6fi-
los también se han encontrado bacterias homoacetogénicas del tipo
Clostridium (C. thermoaceticum, C. thermoautotrophicum) (Vicent,
1984) .
El mecanismo de síntesis de acetato a partir de azúca-
res y de la mezcla C02 + H 2 , para bacterias del tipo C. Thermoace-
ticum, se detalla en las Figuras 3 .22 . y 3 .23 . respectivamente .
3 .4.2.2 .
Bacterias Acetogénicas .
Estas bacterias (también llamadas "bacterias acetogéni
cas productoras de hidrógeno"), transforman los compuestos interme
dios producidos en la primera etapa del proceso, tales como ácidos
grasos (ácido propi6nico o de cadena más larga), alcoholes, com-
puestos aromáticos y otros ácidos orgánicos, hasta acetato, dióxi-
do de carbono e hidrógeno (McCarty, 1971 ; Ferry y Wolfe, 1976 ;
Bryant, 1979) .
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acetil CoA
acetil P
acetato
ADP ~--
- 69-
piruvato
1piruvato .
1
10 formil THF
1
5-10 meten¡! THF
t5 me ti 1
T-ü
X
5-10 metilen THF
XH2
X
THF"
metil Corrinoide
ATP
Figura 3 .22 . Sintesis de acetato a partir de glucosa
C. TgER40ACETICUM.
Corrinoide-
acetato
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ADP + P .1
ATP
Col
H20
5-10 Metenil THF
XH2
Formiato
2 x
THF -Metilcorrinoide -Acetato
t
C010-Formil THF
2
t5-10 Metilen THF
t5-Metíl THF
XH2
- 70-
Corrinoide -.
Figura 3 .23 . Reducción de CO2 a acetato en
C. TRERMOACETICUM.
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- 71 -
Aunque se han aislado pocas especies, probablemente
este grupo está formado por muchos tipos de microorganismos que
tienen diferentes y específicas fuentes de energía .
En la degradación de los diferentes intermediarios,
las bacterias acetogénicas suelen . estar asociadas con otras espe-
cies de microorganismos, como por ejemplo las bacterias metanóge
nas . Ello se debe a que las reacciones de degradación presentan
generalmente una variación positiva de energía libre, lo que las
hace termodinámicamente desfavorables . Sin embargo como en todas
ellas se produce hidrógeno, éste puede ser utilizado rápidamente
por bacterias de otras especies (como los metan6genos o los sulfa-
to reductores) en reacciones que tengan una variación de energía
libre negativa . De la asociación de los dos tipos de bacterias
resulta una variación negativa de energía libre, lo que facilita
la degradación de los diferentes compuestos intermedios y el creci
miento de las bacterias acetogénicas con estos sustratos . En las
Tablas 3 .4 y 3 .5 se detallan las reacciones de degradación de algu
nos compuestos intermedios en el caso de que exista (Tabla 3 .4)
o no (Tabla 3 .5) asociación con otras especies . En la Tabla 3 .6
se presentan algunas bacterias acétogénicas productoras de hidróge
no y los organismos asociados a ellas .
En la formación de metano a partir de etanol, se creía
que intervenía únicamente una especie llamada MethanobacilLus Ome-
Zianskii capaz de oxidar el etanol a acetato y reducir el dióxido
de carbono hasta metano, según la ecuación :
2 CH3CH20H + HC03 ~----- 2 CH3000
+ CH4 + H20 + H+
A G = - 116 .4 kJ
Sin embargo Bryant y col ., (1967) demostró que la fer-
mentación se realiza por la asociación sintrófica de dos especies
bacterianas . Un organismos acetogénico llamado "S" oxidaba el eta-
nol hasta acetato, y producía hidrógeno, según la ecuación :
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- 72-
TABLA 3.4. REACCIONES DE DEGRADACION DE LAS BACTERIAS ACETOGENICAS
CON ASOCIACION A OTRAS ESPECIES .
REACCION
4 CH3CH2C00 + 3 H20-4 CH3C00 + 3 CH4 + H+- 102.4
2 CH3CH2CH2000 + HC03 + H20-4 CH3000 + CH4 + H+
- 39 .4
2 CH3CH2CH2CH2000 + HCO3 + H20 -2 CH3CH2000 + 2 CH3000
+ CH4 + H+- 39.4
2 CH3(CH2 ) 14C00 + 7 HC03 + 7 H20
16 CH3000 + 7 CH4 + 7H+
- 246.2
2 CH3CHOHC00 + H20 -. 2 CH3000 + HC03 + CH4 + H+- 143.6
2 CH3CH20H + HC03 -~ 2 CH3000 + CH4 + H20 + H+- 116.4
4 C7H602 + 19 H20-12 CH3C00 + 3 CH4 + HC03 + 9 H+
- 190 .8
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- 73-
TABLA 3 .5 . REACCIONES DE DEGRADACION DE LAS BACTERIAS ACETOGENICAS
SIN ASOCIACION CON OTRAS ESPECIES .
REACCION A G°-
(kJ)
CH3CH2000 + 3 H20
- CH3000 + H+ + 3 H2+ 76.1
CH3CH2CH2000 + H20
' 2 CH3000 + H+ + 2 H2+ 48.1
CH3CH2CH 2CH2000 + H20 ---o CH3CH2000 + CH3C00 + H+ + 2 H2
CH3(CH2)14C00 + 14 H20 -i 8 CH3000 + 7 H+ + 14 H2
+ 48 .1
+ 351 .5
CH3CHOH000 + 2 H20CH3C00 + HC03 + H+ + 2 H2- 4.2
CH 3CH20H + H20 - » CH3000 + H+ + 2 H2+ 9.6 -
C7H602+ 7 H20 ---~ 3 CH3000 + HCO3 + 3 H2+ 54 .0
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- 74-
TABLA 3.6, BACTERIAS ACETOGENICAS PRODUCTORAS DE HIDROGENO Y
ORGANISMOS ASOCIADOS A ELLOS .
ORGANISMO ACETOGENICOPRODUCTOR DE HIDROGENO SUSTRATO BACTERIA QUE UTILIZA
EL HIDROGENO
Organismo S etanol Methanobacterium bryantii
piruvato M . smithii
Desulfovibrio desulfu- etanol M . bryantii
ricans, vulgaris lactato M . bryantii
lactato M . barkeri
Thermoanaerobium brockii etanol M . thermoautotrophicum
Syntrophomonas wolfei butirato M . hungatei
valerianato M . hungatei
Syntrophobacter wolinii propionato Desulfovibrio + 5042
propionato Desulfovibrio + M, hungatei
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- 75-
CH3CH20H + H20 s---- CH3C00
+ H+ + 2 H2
El otro organismos metanógeno Methanobacterium MOH no
puede usar el etanol, pero sí emplea el hidrógeno para reducir
el dióxido de carbono a metano, según la ecuación :
4 H2 + HC03 + H+ ~--- CH4 + 3 H2O
AG=+ 9.6M
A G = - 135 .6 kJ
De la asociación de las dos especies se obtiene :
2 CH3CH20H + HC032 CH3000
+ CH4 + H2O + H+
A G = - 116 .4 kJ
El hidrógeno inhibe el crecimiento del organismos "S" .
Por tanto para que se pueda realizar la oxidación del etanol es
preciso que disminuya la presión parcial de hidrógeno al eliminar
se éste por la acción del segundo microorganismo, ya que permite
el crecimiento de "S", a la vez que el cambio de energía libre
resulta termodinámicamente favorable (Bryant y col ., 1969 ; Reddy,
1972 ; Wolin, 1974) .
Otras bacterias acetogénicas, del género DesuZfovibrio
son capaces de oxidar el lactato en ausencia de sulfatos . Cuando
hay presentes otras especies que puedan utilizar el hidrógeno pro
ducido, se observa un cambio en el equilibrio de las reacciones
que favorece la producción de hidrógeno y el crecimiento de las
bacterias acetogénicas (Bryant, 1977) .
Cuando Desulfovibrio desuLfuricans crece en presencia
de Methanosarcina barkeri que emplea acetato e hidrógeno para la
formación de metano, el lactato se degrada completamente hasta
metano y dióxido de carbono (McInerney y Bryant, 1978) según la
ecuación :
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2 CH3CHOHC00
- 76-
+ 3 H20
' 3 CH4 + HC03 + H+
AG=-205 .9 kJ
En cambio cuando hay presencia de sulfatos, el lactato
se degrada hasta acetato y dióxido de carbono, y los electrones
liberados se emplean en la reducción del sulfato a sulfuro .
En el caso de compuestos aromáticos (benzoato, fenol,
una asociación de microorganismos similar a la que
caso del etanol . Muchas de las bacterias que intervie
procesos no han sido aisladas todavía (Fina y Fiskin,
etc) existe
existe en el
nen en estos
1960 ; Nottingham y Hungate, 1969 ; Ferry y Wolfe, 1976 ; Shlomi y
col ., 1978 ; Healy y Young, 1979) .
iPor tanto, se puede considerar que el acetato se puede
sintetizar por tres caminos diferentes :
A partir de la materia orgánica compleja en la fase hidrolíti
ca y fermentativa .
De los compuestos solubilizados en la primera etapa, por la
acción de las bacterias acetogénicas (acetogenesis) .
A partir de la mezcla CO2/H2 (homoacetogénesis) .
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3.4.3.
ETAPA METANOGENA.
- 77-
Las bacterias metanógenas constituyen un grupo independiente formado por diferentes especies, capaces de transformaranaeróbicamente los productos finales de las etapas anteriores,
como acetato, dióxido de carbono, hidrógeno, formiato o metanol,
hasta la formación de metano .
Son organismos estrictamente anaerobios que necesitan
un potencial redox inferior a - 300 mV . ya que concentraciones
de oxígeno disuelto del orden de 0 .01 mg/1 inhiben su crecimiento
(Wolfe, 1971 ; Bryant, 1974) . Entre los géneros de bacterias metanó
genas más comunes se pueden citar : Methanococcus, Methanobacteríum
Methanosarcína, Methanospírillíum, Methanobacillus, Methanobrevi-
bacter, etc (Zeikus, 1977) .
Según sus requisitos nutritivos, los metanógenos son
quimiolitoheterótrofos . El amoníaco es la fuente de nitrógeno pre-
ferida, no empleando aminoácidos o péptidos . Como fuente de azufre
algunas especies utilizan cisteína .
El mecanismo de formación de metano supone la interven
ción de algunos coenzimas que no se presentan en otros organismos,
y la formación de compuestos intermedios, algunos de naturaleza
desconocida hasta hace poco tiempo .
En 1951 Barker propuso un esquema de degradación del
dióxido de carbono, acetato y metanol hasta la formación de metano
(Figura 3 .24), en donde aparecían unos intermediarios ligados a
unos transportadores X de naturaleza desconocida .
Como las bacterias metanogénicas no asimilan el dióxi-
de carbono a través del ciclo de Calvin, ni poseen una cadena
transporte de electrones que contenga citocromos, como ocurre
otros anaerobios estrictos como las bacterias sulfato-reducto-
do
de
en
ras, Barker propuso un esquema cíclico (Figura 3 .25) para la reduc
ción del dióxido de carbono a metano .
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CH3 COOH +
ColHX
x - COOH
COZ
CH3 OH + HX
H 02
- CHO + H20
X - CH3 + H20
Figura 3.24. Esquema de formación del metano según Barker .
2H
2H
2H
2H
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H2 0
2H
0CH4 HS
CoM \I2H--y'ATP En
MG2*
CH3 -S-CoM
XCOOH
HOCH2-S-CoMXCH0
2H
H20
Figura 3 .25 . Esquema cíclico de formación de metano
según Barker .
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Los compuestos intermedios en el esquema de la metano-
génesis son los siguientes :
o ácido 2-mercapto-etano-sulfónico (HS-CH2-CH2-S03H2 ) está asocia-
do a reacciones de transferencia del grupo metilo . Está presente
en todas las bacterias metanógenas (excepto en Methanobrevibacter
rumiantíum), y su forma metilada (CH3S-CoM) es el único sustrato
que cataliza el enzima metil-reductasa en la reducción de la parte
de CoM que da lugar al metano . La reacción que tiene lugar es la
siguiente :
El sistema enzimático de metil-reductasa se considera
formado por tres componentes : una proteína sensible al calor y
estable con oxígeno, una proteína de elevado peso molecular y con
de hidrogenasa, y un factor B que es un cofactor de pesoaproximado a 1000, que no ha sido encontrado en otros
actividad
molecular
enzimas .
- Coenzima M
- 80-
Aislado por McBride y Wolfe en 1971 . El coenzima M
metil-CoM-reductasaCH3-S-CoM
+2
CH4 + HS-CoM
- F420
ATP, Mg , , H2
Aislado por
Cheeseman y col . (1972) .
Es fluorescente
en estado oxidado y presenta un pico de absorción a 420 nm . Está
presente en muchas bacterias metanógenas, y su función está rela-
cionada con la transferencia de electrones :
- como aceptor de electrones procedentes del hidrógeno y formiato
(Figura 3 .26) .
- como dador de electrones en las reacciones de incorporación del
dióxido de carbono .
- como dador directo de electrones a la metil-CoM-reductasa en
la metanogénesis (Figura 3 .27) .
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H2
HCOOH
HCOOH
C02
H-c:
- 81 -
F42O oxidado
F420 reducido
ADPH'F420 oxidad`
NADPH + H+
NADP
Figura 3.26 . Reacciones que necesitan del coenzima F420
~ NADPH + H+
NADP
H2
2 H+
(S CON) 2
420reducidó
1,1% NADH/
-****~ 2 HS CoM
Figura 3 .27. F420 : dador de electrones a la metil-CoM-reductasa .
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- F 430 - F342
- 82-
Se encontraron en Methanobrevibacter termoautotrophi-
cum por Gunsalus y Wolfe (1978) . El F430 corresponde probablemente
al grupo prostético de la metil-CoM-reductasa . Es un compuesto
no fluorescente que presenta un pico de absorción a 430 nm . Del
cofactor F342 no se conoce la estructura . El papel que desempeñan
ambos grupos cromóforos es todavía desconocido .
- Factor CDR (Carbon Dioxide Reduction Factor)
Es un compuesto estable al calor que está presente
en la reducción del dióxido de carbono a metano, e interviene en
las reacciones que provocan los intermediarios (X-C) más oxidados
que el formaldehido . Se localiza en la misma fracción celular que
el F430*
- Factor YFC
Es el carboxi-7-8-dihidrometanoptirina . Interviene
como intermediario en la reducción del dióxido de carbono a metano
(Voegels y col . 1982) . Todavía no se sabe si es idéntico al factor
CDR o se trata de otro compuesto intermediario .
- Coenzima FA
Ha sido aislado por Keltjens y Voegels (1981), y po-
dría ser el aceptor de la unidad C 1 . Su estructura química no es
conocida pero parece diferente a la del coenzima M .
La metanogénesis a partir del acetato o de la mezcla
C0 2/H2 resulta, energétícamente, muy diferente . En la Tabla 3 .7
se presentan las principales reacciones de la metanogénesis y su
variación energética .
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- 83 -
A la vista de la Tabla 3 .7, la reacción de metanogéne-sis a partir de C02/H2 es aproximadamente cuatro veces más energé-
tica que a partir de acetato .
La competencia entre los metanógenos y los sulfato-re-ductores por el acetato y/o hidrógeno es un claro ejemplo de las
interacciones y de la coexistencia entre poblaciones bacterianas
mixtas (Figura 3 .28) .
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- 84-
TABLA 3.7 . REACCIONES DE LA METANOGENESIS .
REACCION ,&G°
(kJ )
4 H2 + C02 -> CH4 + 2 H20
- 139.2
4 H000
+ 2 H+ -~ CH4 + C02 + 2 HC03- 126.8
H000
+ 3 H2 + H+ -» CH4 + 2 H20
- 134 .3
4 CO + 2 H20 ----1 CH4 + 3 CO2- 185.1
4 CH30H ---» 3 CH4 + C02 + 2 H20
- 102 .5
CH30H + H2 > CH4 + H20
- 121 .1
4 CH3NH2 + 2 H20 + 4 H+ -~ 3 CH4 + C02 + 4 NH4
- 101 .6
2 (CH3 ) 2NH + 2 H20 + 2 H+ -> 3 CH4 + C02 + 2 NH4
- 86 .3
4 (CH3 ) 3N + 6 H20 + 4 H+9 CH4 + 3 C02 + 4 NH4
- 80 .2
2 CH 3CH2-N(CH3 ) 2 + 2 H20 -; 3 CH4 + C02 + 2 CH3CH2NH2 -70.0
CH3C00 + H20 -~ CH4 + HCO3- 28.2
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LACTATO
SR
ACETATO
H2
1) PRESENCIA DE SULFATOS : EXCLUSION
SR
ACETATO
SR t
ACETATO
H2
SR = Sulfato reductor
SOQ
S
- 8 5-
ACETATO
SR
C02
H2
2) AUSENCIA DE SULFATOS : SINTROFIA
i----------
3) PRESENCIA DE SULFATOS : COEXISTENCIA
LACTATO
METILAMINAS oMETANOL
tCH4
H2
MG = Metanógeno
Figura 3 .28. Interacciones metanógenos/sulfato reductores .
o ACETATO
CH4
MG
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- 86-
3 .4 .4 .
PAPEL REGULADOR DEL HIDROGENO .
La concentración de hidrógeno juega un papel regulador
muy importante en el proceso de la fermentación de la materia orgá
nica hasta la formación de metano .
La regulación afecta en dos pasos importantes del pro-
ceso : etapa fermentativa y etapa acet6gena .
La concentración de hidrógeno influye en la formación
de productos finales, debido a la variación de energía libre que
ocurre en la producción de hidrógeno a partir de NADH (forma redu
cida del dinucle6tido de nicotinamída y adenína) (Wolin, 1974 ;
Bryant 1979) :
NADH +
3.4 .4 .1 .
Etapa fermentativa .
sa NAD + + H2
45G = + 18 kJ0
Para que se pueda realizar la degradación de la mate-
ria orgánica, el NADH debe ser previamente reoxidado a NAD+ . Debi-
do a que la reacción es termodinamicamente desfavorable (áG > 0),
sólo se producirá un cambio en el equilibrio, favoreciéndose la
formación de hidrógeno cuando su presión parcial sea baja, es de-
cir cuando éste sea utilizado por otros organismos como los metan6
genos ; asimismo en estas condiciones, el flujo de los electrones
producidos en la glucolisis se orienta hacia la reducción de los
protones resultantes en la formación de hidrógeno . Además si la
presión parcial de hidrógeno es pequeña, el piruvato se degrada
a acetato, dióxido de carbono e hidrógeno y la producción de ATP
a partir del acetil-fosfato intermedio .
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- 8 7-
Cuando la presión parcial de hidrógeno aumenta (por
tiempos de retención muy cortos o por sobrecargas del digestor),
el flujo de electrones cambia, favoreciéndose la formación de pro
ductos reducidos a partir del piruvato, tales como propionato,
butirato, lactato, etanol, ácidos grasos de cadena larga, etc .
Por tanto un digestor que se encuentre funcionandoen buenas condiciones deberá presentar una mayor producción de
acetato, dióxido de carbono e hidrógeno, y una pequeña cantidad
de propionato 6 butirato, y practicamente nada de etanol o lactato
indicando que las bacterias metanogénicas están presentes y son
suficientes para eliminar el hidrógeno producido .
3 .4 .4 .2.
Etapa acetogénica .
Como ya se ha comentado anteriormente, las bacterias
acetogénicas productoras de hidrógeno deben estar asociadas a espe
cies que consuman hidrógeno (metanógenos y sulfato reductores),
ya que las variaciones de energía libre son positivas en las reac-
ciones de formación de acetato a partir de otros ácidos de cadena
más larga .
Las
variaciones de energía libre
(,¿G0 )
en función de
la presión parcial de hidrógeno (pH2 ) se representan en la Figura
3 .29 . Para que estas reacciones sean termodinámicamente favorables
(o G<0) deben darse presiones de hidrógeno muy bajas . De esta forma
cuando la presión es inferior a 0 .15 atmósferas, la degradación
de etanol es energéticamente favorable . La degradación de butirato
y propionato necesita de una presión inferior a 2 .10-3 y 9 .10-
atmósferas respectivamente para que G G sea negativo .
En el caso del propionato se ha comprobado (McCarty,
1963 ; McCarty, 1964) que es el primer ácido que se acumula en un
digestor, debido a la baja presión parcial de hidrógeno (9 .10-5
atm .), muy inferior a la necesaria para la degradación del etanol
o butirato .
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-2E
El papel regulador del hidrógeno afecta
formación y proporción de los productos finales de
fermentativas, sino que influye en la degradación de
tos por parte de las bacterias acetogénicas .
a
N -
-8
Figura 3 .29
prop . but.
- 88-
no sólo a la
las bacterias
estos compues
etano(
CH4
80 40 1 -40 -80 -120QG
a
pH 7,0
Y
25°c
(ki )
Influencia de la presión parcial de hidrógeno sobre
la variación de energía libre en la degradación del
etanol, propionato, butirato y la formación de meta
no por reducción .
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_gg_
Como resumen de todo lo expuesto anteriormente, se
puede afirmar a la vista de la información bibliográfica, que el
proceso de digestión anaerobia transcurre a través de las siguien-
tes etapas :
a) Una primera etapa hidrolitica y fermentativa que incluye
los procesos de solubilización o dispersión del sustrato
sólido digerible, los procesos de hidrólisis de las molécu
las más complejas en moléculas más simples, y los procesos
de fermentación de estos compuestos, con formación de ácidos
orgánicos (acético, propiónico, butírico, valérico, láctico
etc), compuestos neutros (etanol, metanol), amoníaco, hidró-
geno y dióxido de carbono .
b) Una etapa acetogénica que conduce a la formación de acetato,
dióxido de carbono e hidrógeno .
c) Una etapa metanogénica con formación de metano y dióxido
de carbono .
Cada una de estas etapas se desarrolla por la acción
de un grupo específico de bacterias .
En la Figura 3 .30 se presenta un esquema global del
proceso de digestión anaerobia, que comprende todas las etapas
consideradas anteriormente .
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ACETATO
MATERIA ORGÁNICA
Ac + H2
- 90-
+
CO2+
Otros compuestos
COMPUESTOS INTERMEDIOS SOLUBILIZADOSÁCIDOS GRASOS
Comp . intermedios
ri1L
Bacterias
Homoacetogénicas
- - - - - - - - - - -Compuestos intermedios 1
- - Ácidos grasos - - J
Ac
H2
CO 2
H2 + CO2
Bacterias Homoacetogénicas
Bacterias acetogénicas
productoras de hidrógeno
Figura 3 .30 .
Esquema global del proceso de digestión anaerobia .
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3 .5 .
FACTORES QUE INFLUYEN EN EL PROCESO DE DIGESTION ANAEROBIA .
3 .5.1 .
FACTORES AMBIENTALES .
3 .5 .1 .1 . Temperatura.
La temperatura afecta de forma directa a la velocidad
de descomposición de los residuos y al rendimiento del proceso(m3 de biogás/kg de materia orgánica alimentada) .
En función de la temperatura se pueden establecer tres
rangos de operación (Van Velsen, 1981 ; Kopiske, 1982 ; Stevens,1982 ; Wellinger, 1982 ; Lettinga y col ., 1983) :
A) Psicrófilo : inferior a 25°°-C .
La producción de biogás a temperaturas bajas se puede
considerar independiente de la temperatura ; sin embargo entre 15
y 25°C, la producción aumenta linealmente con la temperatura .A bajas temperaturas el proceso de aclimatación de los microorga-nismos es lento .
La digestión anaerobia en el rango psicrófilo se acon-seja en ocasiones para el tratamiento de algunos residuos ganade-
ros e incluso vertidos industriales o urbanos, siempre que las
condiciones ambientales no sean extremas .
B) Mesófilo : de 25 a 45°°-C .
En este intervalo de temperaturas trabajan la
ría de los digestores . El óptimo de producción se establece
autores, entre 35-40°°-C ó 35-42°°-C (Pfeffer, 1974 ; Zeikus, 1977 ;
Pfeffer, 1980), dependiendo del tipo de residuo a tratar, aunque
en ocasiones puede situarse por debajo de 35°°-C (Golueke,1958 ; Mal¡
na 1962, 1964 ; Pfeffer, 1973) .
mayo-
según
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- 92-
Cuando se aumenta la temperatura de 25 a 40°°-C, la pro-
ducción de biogás aumenta un 1% por grado . El balance energético
óptimo se sitúa entre 25 y 35°°-C (Hawkes, 1981) .
C) Term6filo : superior a 45°C .
La digestión anaerobia a temperaturas elevadas presen-
ta ciertas ventajas como son la eliminación de gérmenes patógenos,
mayor rapidez del proceso, disminución del tiempo de retención,
reducción en las dimensiones de la instalación y un mayor rendí-
miento .
Para este intervalo, la temperatura óptima se sitúa
alrededor de 60°°-C (Pfeffer, 1973, 1974) . Aunque la producción de
gas se incrementa al pasar de 50°°-C a 60°°-C, el balance energético
es más desfavorable (Varel y col ., 1980) .
En este rango de temperaturas se tratan generalmente
residuos de industrias agroalimentarias que se vierten a altas
temperaturas .
Se pueden distinguir dos tipos de bacterias diferentes :
bacterias termotolerantes, que pueden crecer a 50-60°C y 30-35°C,
y las bacterias termófilas estrictas que sólo crecen por encima
de 40°°-C, presentando un óptimo alrededor de 50°°-C .
La estabilidad de la temperatura es fundamental para
el buen funcionamiento de un digestor en el rango
márgenes de fluctuación son más estrechos en la zona
que en la mes6fila, lo que exige de un control mayor en
caso (Buhr y Andrews, 1977) .
termófilo . Los
term6fila
el primer
A pesar de las posibles ventajas de este proceso term6
filo, en la práctica no ha tenido gran aceptación, debido probable
mente a las siguientes razones :
CIENc~s1/19
~~GQ
y
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- 93 -
- Las bacterias term6filas son muy sensibles a cual-
quier cambio en las condiciones del proceso .
- El período de aclimatación de las bacterias en elrango term6filo es relativamente largo .
- El rendimiento energético neto del proceso es peque-
ño, debido a pérdidas caloríficas en el mantenimiento del digestor
a temperaturas elevadas .
pequeño .
- El poder fertilizante de los lodos digeridos es más
3.5:1 .2. pH
El pH del medio es función de la alcalinidad bicarbona
tada, de la presión parcial del dióxido de carbono y de la concen-
tración de los ácidos volátiles . Las bacterias acetógenas y metanó
genas son muy sensibles al pH, por lo que habitualmente debe mante
nerse entre 6 .6 y 7 .6, con un rango óptimo entre 6 .8 y 7 .2 (McCar-
ty, 1964) .
El valor del pH determina la producción total de bio-
y su composición, ya que por debajo de pH = 6 .2, la acidez
medio inhibe la actividad de las bacterias metanogénicas, y
gás
del
para valores de pH comprendidos entre 4 .5 y 5 .0, la inhibición
afecta también a las bacterias fermentativas . Efectos similares
se detectan para valores de pH superiores a 8 .0-8 .5 (McCarty, 1964) .
La naturaleza y el pH de los residuos a tratar determi
na el pH del medio . Algunos tienen una fuerte capacidad reguladora
que es suficiente para mantener el pH dentro del rango favorable ;
en los casos en que esto no sucede se hace necesario añadir ácidos
o bases .
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- 94 -
En un proceso discontinuo o por cargas el pH experimen
ta al principio un descenso hasta un valor mínimo comprendido en-
tre 4 .5 y 6 .0 según el tipo de alimento utilizado, iniciando a
continuación un ascenso hasta los valores estables en donde sesitúa el óptimo (McCarty, 1964) . A partir de este momento se puede
iniciar una alimentación continua o semicontinua por cargas perió-
dicas del digestor, e ir incrementándola gradualmente hasta un
valor máximo que no provoque un descenso del pH por debajo del
intervalo de régimen ya citado .
3.5 .1 .3 . Alcalinidad .
La alcalinidad es una medida del contenido de carbona-
tos, bicarbonatos e hidróxidos de calcio, magnesio, sodio y pota-
sio fundamentalmente ; se expresa en mg CaC0 3/1, y representa la
capacidad tampón del contenido del digestor .
Un digestor con una
(a pH 6 .0), presenta una buena
rápidos aumentos en el contenido
1969) . McCarty (1964) establece
dad comprendido entre 2500 y 5000 mg CaC03/1 se obtiene un margen
de operación seguro en el tratamiento anaerobio de residuos .
3 .5 .1 .4 .
Acidos grasos volátiles .
alcalinidad superior a 1000 mg/1
capacidad de respuesta frente a
de ácidos volátiles (Kotze y col .
que para un valor de la alcalini-
El contenido en ácidos grasos volátiles en el interior
de un digestor, es uno de los parámetros más útiles en el control
del estado metabólico del proceso . Teniendo en cuenta que estos
ácidos juegan un importante papel como intermediarios en la forma-
ción del metano, la acumulación de alguno de ellos indica la modi-
ficación de las condiciones metabólicas en el digestor ; por tanto
cualquier inhibición de las etapas finales de la metanogénesis
provocará un aumento de la concentración de ácidos volátiles y
un descenso acusado del pH .
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- 9 5-
El límite de concentración de ácidos volátiles para
que el proceso sea estable varía según los datos encontrados en
la bibliografía . Puede variar entre los 200 mg/1 (referido a ácidoacético equivalente) y los 2000 mg/l, concentración a la que se
inhiben las bacterias metanogénicas pero no así las acidogénicas
(McCarty y McKinney, 1961 ; Kotze y col . 1969 ; Kugelman y Chin,1971 ; Hawkes y col . 1976) . No obstante este intervalo puede variar
dependiendo del tipo de residuo a digerir, pues se han llegado
a encontrar concentraciones superiores a los 5000 mg/1 en digesto-res que funcionan normalmente cuando se alimenta . estiércol de ga-llina .
3 .5 .1 .5 .
Potencial redox.
La medida del potencial redox de un sistema anaerobio
es de considerable importancia cualitativa en el control del buen
funcionamiento del proceso por cuanto es una medida del grado de
anaerobiosis del medio . Diversos autores han observado una rela-
ción entre el potencial redox y el rendimiento de la digestión
(Dirasian, 1963 ; Converse y col ., 1971 ; Ghosh, 1981) .
Para las bacterias metanogénicas el potencial redox
óptimo varía aproximadamente entre -300 y -330 mV . Para mantenerlo
en este intervalo es aconsejable que el digestor no reciba sustan
cias oxidantes y evitar la entrada de aire en la cámara de diges-
tión .
3.5.1 .6. Nutrientes .
Generalmente las bacterias que intervienen en el proce
so de fermentación anaerobia tienen requerimientos nutritivos sim-
ples para su desarrollo . Los principales nutrientes son carbono,
nitrógeno, fósforo y pequeñas cantidades de azufre, vitaminas,
ácidos grasos, aminoácidos (que pueden ser aportados por otras
bacterias) y una serie de elementos minerales como K, Na, Ca, Mg
y Fe en muy bajas concentraciones (McCarty, 1964 ; Bryant y col .
1971 ; Bryant, 1974) .
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- 96-
Cuando hay poco nitrógeno disponible en el medio, las
bacterias no son capaces de producir los enzimas necesarios para
utilizar el carbono . Si hay exceso de nitrógeno, entonces puedeexistir una inhibición del crecimiento de las bacterias .
Se acepta una relación óptima de C/N/P del orden de250/7/1, aunque pueda variar dependiendo del tipo de residuo (Vi-
cent, 1984) .
Los residuos animales y lodos de aguas residuales urba
nas contienen normalmente todos los nutrientes necesarios en canti
dades adecuadas . Sin embargo las basuras municipales suelen ser
deficitarias en nutrientes, pudiendo ser necesaria la adición de
amoníaco, fosfatos o sulfuros cuando se pretende fermentarlas sin
incorporar materiales de otros orígenes (Pfeffer y Liebman, 1976) .
TABLA 3 .8 . RELACION C/N PARA DIVERSOS
MATERIAL
SUSTRATOS .
RELACION C/N
Serrín 200-500/1
Paja de trigo 150-200/1
Bagazo 150/1
Algas 80/1
Abono de gallinas 8-36/1
Abono de caballo 33/1
Suero de leche 30-40/1
Abono de vaca 18/1
Forraje de Alfalfa 18/1
Verduras no leguminosas 11-19/1
Lodos de aguas residuales 13/1
Hierba cortada 12/1
Sangre 3-4/1
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3.5 .1 .7 . Inhibidores .
Existen determinadas sustancias orgánicas e inorgáni-
cas que pueden resultar tóxicas incluso en concentraciones muy
bajas . Para las sustancias inorgánicas el nivel tóxico mínimo varía según que actúen solos o combinados con otros compuestos ya
que algunas combinaciones tienen efectos sinérgicos mientras que
otras presentan efectos antagónicos (Mccarty, 1964 ; Kugelman y
Mccarty, 1965 ; Kugelman y Chin, 1971) .
- Oxígeno .
- 97-
Por tratarse de un proceso en el que intervienen micro
organismos estrictamente anaerobios, el oxígeno resulta inhibidor
a concentraciones muy bajas, del orden de 1 4g/m1 (Edwards y McBri
de, 1975) .
- pH .
Cuando el pH del medio alcanza valores fuera del rango
óptimo de operación, puede inhibir el proceso metabólico de las
bacterias metanogénicas y provocar un descenso del pH en un diges-
tor . Las posibles causas pueden ser :
- caudal de alimentación demasiado alto .
- fluctuación amplia de la temperatura .
- formación de espumas .
- presencia de sustancias tóxicas .
- excesiva producción de ácidos volátiles .
- Amoníaco .
La toxicidad del amoníaco aparece influenciada por
el pH del medio . A pH básicos los iones amonio se liberan como
amoníaco . El problema de la toxicidad de éste se da en los perío
dos de aclimatación en digestores que tratan residuos avícolas
y porcinos principalmente (Flors y col ., 1980) .
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- 98-
McCarty señala que para concentraciones de nitrógeno
amoniacal comprendidas entre 1 .5 y 3 .0 g/l, y con un pH superiora 7 .4, el amoníaco puede ser inhibidor . No obstante se han encon
trado referencias de trabajos de otros investigadores en los que
la fermentación de residuos
estable para concentraciones
1975 ; Converse y col ., 1977 ;
a la que llegan estos autores es que la inhibición espara concentraciones de nitrógeno amoniacal superiores
aunque la toxicidad (es decir la ausencia de producción
no aparece hasta concentraciones de 7 .0 g/1 .
ganaderos se
superiores a
Fischer y col ., 1979) . La
desarrollaba de forma
3 .0 g/1 (Lapp y col . ,
conclusión
progresiva
a 2 .0 g/l,
de metano)
- Cationes de metales alcalinos y alcalinotérreos .
Cuando están presentes en concentraciones bajas favore
cen el desarrollo de los microorganismos . Sin embargo para concen-
traciones elevadas presentan un efecto inhibidor . Parece ser que
la inhibición aumenta en el sentido Na + ---0 K+ --3 Ca+2 --.- Mg
+2 .
En la Tabla 3 .9 (París, 1983) se presentan rangos de concentracio-
nes de estos cationes que inhiben la digestión anaerobia .
TABLA 3 .9 .
CONCENTRACION DE CATIONES DE METALES ALCALINOS Y
ALCALINOTERREOS QUE INHIBEN LA DIGESTION ANAEROBIA .
INHIBICIONMODERADA(mg/1)
FUERTEINHIBICION
(mg/1)
SODIO 3500 - 5500 8000
POTASIO 2500 - 4500 12000
CALCIO 2500 - 4500 8000
MAGNESIO 1000 - 1500 3000
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-99_
- Cationes de metales pesados .
La incorporación de cationes de metales pesados : Cu,
Zn, Cd, Ni, Cr, Fe, etc presenta generalmente efectos inhibidores
en los microorganismos . La información encontrada sobre niveles
de toxicidad es muy controvertida (McCarty, 1964 ; Kugelman y Chin,
1971) .
Mosey y Hugues (1975) propusieron un orden decreciente
de toxicidad :
Zn = Cu = Cd > Cr (VI) = Cr (III) > Fe
Para disminuir la toxicidad de los metales pesados,
y considerando la baja solubilidad de los sulfuros de estos meta-
les, se puede añadir el ión S-2 para precipitar Fe, Zn, Ni, Pb,
Cd y Cu ; sin embargo el Cr no forma sal insoluble (Mosey y col .,
1971 ; Pfeffer, 1979) .
- Sulfuro de hidrógeno .
El sulfuro de hidrógeno puede resultar tóxico en con-
centraciones comprendidas entre 70 y 200 mg/1 (Demeyer y col .,
1981) . No obstante algunos organismos pueden tolerar concentracio
nes superiores a 200 mg/1 después de un período de aclimatación,
sin presentar efectos inhibidores importantes (Mosey, 1976) .
- Otros compuestos .
Diversos compuestos orgánicos en pequeñas concentracio
nes como alcoholes, disolventes, antibióticos, fenoles, compuestos
clorados (CC1 4 , CHC1 3 ), detergentes, pesticidas y algunos ácidos
grasos de cadena larga (oleico, palmítico, esteárico) en grandes
concentraciones, pueden inhibir la actividad de las bacterias meta
nógenas .
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- 100 -
3.5.2 .
FACTORES OPERACIONALES .
3 .5 .2 .1 . Agitación .
La agitación de un digestor mejora el proceso ya quese consigue una mezcla homogénea y se facilita un contacto contí-
nuo entre los microorganismos y el sustrato, con un mejor aprove
chamiento de éste al estar distribuído uniformemente y no aparecer
gradientes de concentración o temperatura . Además la agitación
evita la formación de espumas en la superficie .
Los tipos de agitación aplicada en los digestores pue-
den ser mecánica o neumática por recirculación del gas o líquido
(éste último sistema ofrece más ventajas que el primero) .
La agitación mecánica consiste en la aplicación de
un dispositivo de paletas o hélice dentro del digestor .
La agitación neumática por recirculación del gas con-
siste en inyectar de nuevo parte del gas producido, por la parte
inferior del digestor con lo que se consigue la creación de un
flujo turbulento en el interior ; éste método proporciona una mayor
producción de gas y una más rápida estabilización de la materia
orgánica . La agitación neumática por recirculación de parte de
la mezcla líquida contenida en el digestor por medio de una bomba,
se aprovecha en ocasiones para calentar el digestor utilizando
un intercambiador de calor externo .
La velocidad de agitación ha resultado ser un factor
que influye en la producción de gas . Se ha comprobado que altas
velocidades resultan ser perjudiciales ya que pueden romper los
agregados bacterianos entre las bacterias productoras de hidrógeno
y las que lo consumen, y los flóculos formados . En un digestor
de lodos de aguas residuales (Stafford, 1982), velocidades de agi-
tacióncomprendidas entre 140 y 1000 rpm no afectaron sensiblemen-
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te a la producción de gas . Sin embargo cuando la velocidad era
superior se observó una reducción de la cantida de gas obtenido .
3.5.2 .2 .
Tiempo de retención .
El tiempo medio de retención hidraulico (TRH) se calcu
la como el cociente entre el volumen del digestor y el caudal ali-
mentado .
El tiempo de retención de sólidos (TRS) se define como
el tiempo medio que el sustrato alimentado permanece en el diges-
tor antes de ser eliminado como lodo digerido .
En un reactor de mezcla perfecta, sin recirculación
de sólidos, el TRH coincide con el TRS . Si existe recirculación
de sólidos el TRS es mayor que el TRH .
El tiempo de retención afecta a la velocidad de produc
ción de gas . A igualdad del resto de condiciones, la eficacia de
un proceso (% de sustrato alimentado convertido en biogás) aumenta
con el tiempo de retención hasta un valor asintótico .
En la digestión anaerobia, como en otros procesos mi-
crobiológicos, la velocidad con que se generan los microorganismos
es igual a la velocidad con que son eliminados del reactor cuando
éste alcanza el régimen estacionario . Ello trae como consecuencia
que el tiempo de residencia en un digestor de mezcla perfecta debe
ser superior a un valor mínimo para que el proceso se desarrolle .
Para el intervalo mesófilo de temperaturas, los tiem-
pos de retención óptimos varían dependiendo del tipo de digestor,
de la degradabilidad del sustrato, de la temperatura y de los obje
tivos del tratamiento (producción máxima de metano o conversión
completa del carbono orgánico y estabilización de los lodos digeri
dos .
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- 102 -
En estudios realizados sobre la influencia del tiempo
de retención en procesos de fermentación de lodos a 35°C (McCarty,
1971) se observó que las bacterias fermentativas que degradan los
hasta ácidos grasos, crecen rápida
retención menores de un día ; sin
ácidos grasos no se produce hasta
que el tiempo de retención es igual o superior a cinco días debido
al lento crecimiento de las bacterias acetogénicas .
hidratos de carbono y proteínas
mente incluso para tiempos de
embargo la fermentación de los
3 .5 .2 .3.
Carga volumétrica .
La velocidad con que la materia orgánica (sustrato)
es suministrada a los microorganismos que participan en la degrada
ción del sustrato, es fundamental para poder mantener unas condi
ciones estables en la digestión . Se pueden aplicar diferentes car-
gas, alterando el caudal de alimentación que afecta al tiempo de
residencia hidraulico en el digestor, o alterando la concentración
de la materia orgánica en el sustrato alimentado .
aportada es excesiva se crea una inestabilidad en
la acumulación de los ácidos grasos volátiles .
Cuando la carga
el digestor por
La concentración de la materia orgánica puede ser de-
terminada como Demanda Química de Oxígeno (mg 02/1), como Sólidos
Volátiles (g/1) y menos frecuentemente como Demanda Biológica de
Oxígeno, Sólidos Totales ó Carbono Orgánico Total (Demuynck y Pé-
rez-Aguilar, 1981) .
Habitualmente se define la carga volumétrica como la
cantidad de materia orgánica introducida en el digestor por unidad
de volumen y tiempo (día) ; no obstante también se puede utilizar
la carga volumétrica eliminada, que sería la cantidad de materia
orgánica eliminada por unidad de volumen de digestor y tiempo .
La D .Q .O . es el mejor parámetro para expresar la canti
dad de materia orgánica, químicamente oxidable, contenida en el
sustrato, pero presenta la desventaja de que no da una idea de
la cantidad de materia que puede ser no biodegradable .
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- 103 -
La producción de gas por unidad de volumen de digestor
aumenta al mismo tiempo que la carga volumétrica, hasta un cierto
nivel . Si la carga es baja, la población bacteriana del digestor
reduce su actividad metabólica por la limitación del sustrato,
y la producción de metano también se reduce . Si se aumenta la car-
ga excesivamente, la concentración de ácidos aumenta, y puede para
lizarse la producción de gas .
3 .5 .2 .4.
Contenido en sólidos volátiles en suspen-
sión . Cálculo de la biomasa .
La determinación de la cantidad de biomasa presente
en un determinado material es muy difícil . No existe un método
único, y universal para todos los tipos de fermentaciones, sino
que se han desarrollado una serie de métodos de medida, que son
aplicables según los casos .
Los factores que influyen a la hora de seleccionar
el método adecuado son los siguientes :
- Propiedades de la biomasa : sus características filamentosas
o particuladas, su facilidad de separación del medio de cultivo
y su velocidad de crecimiento .
- Propiedades del medio de cultivo : viscosidad, color, presen-
cia de sólidos o de materia disuelta capaz de reaccionar de la
misma manera que la biomasa en el proceso de medida, y la presen-
cia de productos almacenados en la biomasa .
- Precisión, sensibilidad y rapidez de medida que se necesiten .
Los métodos de medida más utilizados generalmente,
se pueden clasificar en tres grandes categorías :
a) Métodos directos de medida del número de células : recuento
directo al microscopio, recuento por formación de colonias, recuen
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- 104 -
to automático de células y el método del "Most Probable Number"
(M .P .N .) .
b)
Métodos directos de medida de la masa celular total : medi-
da de la masa celular seca y húmeda, medida de la turbidez y el
método de medida de la masa celular por centrifugación .
c) Métodos indirectos de medida de la masa celular . Se utilizan
cuando hay un importante contenido en sólidos no celulares, cuando
no se dispone de muestras representativas del contenido de todo
el digestor o cuando no hay un método directo válido . El fundamen-
to de estos métodos es la medida de un nutriente, de un producto
o de un componente celular . La variación o existencia de cualquie-
ra de ellos está relacionada estequiométricamente con la cantidad
de biomasa presente en el digestor .
En los procesos de digestión anaerobia los métodos
más utilizados son los siguientes :
- medida de la actividad de deshidrogenasa .
- medida del factor F420*- medida del DNA .
La medida del factor F420 es un buen indicador de la
concentración de biomasa metanógena presente .
La cantidad de DNA está relacionada con la cantidad
de microorganismos vivos en cualquier circunstancia . Algunos traba
jos han demostrado que el contenido en DNA de los lodos de un di
gestor anaerobio se puede relacionar con el contenido en sólidos
volátiles en suspensión (Hattingh y col ., 1967) .
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3 .6 . BIOGAS .
- 105 -
3.6 .1 .
COMPOSICION Y PROPIEDADES DEL BIOGAS .
El biogás producido por digestión anaerobia de resi-
duos orgánicos es una mezcla de gases compuesta principalmente
por metano y dióxido de carbono, con pequeñas cantidades de hidró
geno, nitrógeno, sulfuro de hidrógeno, oxígeno, monóxído de carbo-,
no y amoníaco . El biogás es incoloro, inflamable y quema con una
llama de color azul .
En la Tabla 3 .10 se presenta la composición aproximada
del biogás, así como alguna de las propiedades físicas de sus com-
ponentes .
Teniendo en cuenta que los principales componentes
de los residuos orgánicos y otros materiales aptos para la fermen-
tación metánica son los hidratos de carbono, las grasas y las pro
teínas, y siendo conocida la estequiometría de los procesos elemen
tales que conducen a la formación de metano, es obvia la posibili-
dad de predecir la composición del biogás una vez conocida la com-
posición de la materia prima . Dada la gran variabilidad en cuanto
a la composición de los sustratos susceptibles de ser fermentados
anaerobiamente, en la práctica la composición del biogás es muy
variable .
Una forma aproximada de conocer la cantidad y composi-
ción del biogás es utilizando la fórmula presentada por Buswell
(1952) .
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TABLA 3.10 . COMPOSICION DEL BIOGAS Y PROPIEDADES DE SUS COMPONENTES .
BIOGAS
Rango (% vol) 100
CH4
55-80
C02
20-45
SH2
0-0 .1
H2
0-10
N2
0 .5-3
Valor medio (% vol) 100 70 30 0 .1
Contenido eSergético 27 38 -- -- 12(MJ/m )
Rango explosivo 6-12 5-15 -- 4-46 6-71(% V/V aire)
Densidad 1 .09 0 .72 1 .98 1 .54 0 .09(g/1 a 0°°-C y 760 mm Hg)
Peso específico -- 0 .55 1 .52 1 .18 0 .07 0 .97(referido al aire a 20°°-C)
Solubilidad en agua (% a 20°°-C) -- 3 .38 87 .8 258 .2 1 .82 1 .54
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- 107 -
3.6 .2.
UTILIZACION DEL BIOGAS .
El biogás no suele licuarse porque resulta desventajo-
so económicamente sino es a gran escala . Normalmente se utiliza
el gas conforme se produce, ya que su almacenamiento ocupa un volu
men muy grande .
El biogás tiene un poder calorífico comprendido entre
20 y 28 MJ/m 3 , siempre inferior al del metano (37 .3 MJ/m 3 ) a causa
de la presencia de gases inertes (dióxido de carbono y otros ga
ses) y del grado de saturación de agua . Puede utilizarse directa-
mente o después de ser sometido a un proceso de purificación que
elimine el C0 2 , SH2 y vapor de agua, y lo transforme en un sustitu
to del gas natural con un 90 - 95% de metano . Cuando se utiliza
únicamente como fuente de calor (calefacción, cocina, bombas de
calor por absorción), se quema en su estado original . Si se dispo-
ne de una instalación previa de gas natural o propano, basta adap-
tar los quemadores a las características del biogás . Por el contra
rio, cuando se destina a la generación de energía eléctrica o mecá
nica, es indispensable su purificación . Hashimoto (1979) en un
estudio en el que compara distintas alternativas para la genera-
ción de energía eléctrica a partir del biogás, afirma que la poten
cia obtenida sin purificación es el 55% de la obtenible con gas
depurado .
La purificación del biogás comprende una etapa de sepa
ración del sulfuro de hidrógeno que puede consistir en una reten-
ción de este gas en un lecho de hidróxido férrico o simplemente
de esponja de hierro ; una segunda etapa de absorción del gas carbó
nico con soluciones de carbonato potásico o de etanolaminas, y
una etapa final de separación de la humedad por simple enfriamien-
to en un serpentín de agua fría y por absorción en una columna
con glicol o un lecho adsorbente .
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- 108 -
La utilización del biogás como combustible para la
tracción de vehículos es bastante discutible a causa del enorme
peso de las botellas de gas comprimido : 400 kg para el gas equiva-
lente a 32 litros de gasóleo (Dohne, 1979) .
Sin embargo, su uso en máquinas fijas de combustión
interna, cobra cada día mayor importancia . Ello es debido sobre
todo a que con una utilización conjunta de la potencia y el calor
desarrollados por la máquina, este tipo de instalaciones permiten
un aprovechamiento de hasta un 90% de la energía contenida en el
biogás . Hoy ya existen en el mercado máquinas que utilizan biogás
con potencias comprendidas entre 15 y algunos centenares de kW
(Flors, 1980) .
La potencia desarrollada se utiliza para accionar bom-
bas, compresores, máquinas frigoríficas, molinos, ventiladores,
etc, bien directamente o previa su transformación en energía eléc
trica . Al mismo tiempo el calor recuperado de la refrigeración
de la máquina o de los humos de combustión, se utiliza para obte-
ner agua o aire caliente utilizables en calefacción ambiental,
secado de cosechas, etc . Por término medio 1 m3 de biogás produce
1 .6 - 1 .9 kWh de electricidad y 3 .5 kWh de calor .
Una de las aplicaciones de mayor importancia del bio-
gás es la calefacción de aire mediante bombas de calor . Tomando
como término de comparación el consumo de una caldera que queme
gas, se consiguen ahorros del 35% en sistemas funcionando por ab-
sorción, y del 50% por compresión mecánica .
El que alguna de estas operaciones sean o no interesan
tes dependerá fundamentalmente de la composición y del poder calo-
rífico del biogás obtenido .
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- 109 -
La utilización del biogás exige una determinada capaci
dad de almacenamiento que permita absorber tanto las fluctuaciones
de consumo como las de producción . La recogida y almacenamiento
del biogás puede hacerse a baja presión (50 milibares), presión
media (10-20 bar) y alta presión (200-300 bar) . En el primer caso
el gas se almacena en gasómetros, distinguiéndose entre los diver-
sos tipos los que son independientes del digestor (que comunican
con él por medio de una tubería) y los integrados en él formando
su cubierta . Ambos tipos suelen ser de campana rígida o flexible .
Para las instalaciones de tamaño medio (40 a 400 m3 ) el almacena-
miento más económico es el de presión media . La reducción del tama
ño del tanque compensa la necesidad de compresor, y el coste por
m3 almacenado es considerablemente más bajo que en el caso de gasó
metros a baja presión . El almacenamiento a alta presión no parece
atractivo debido a los elevados costes que implica .
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C I N E T I C A
D E
L A
D I G E S T 1 0 N
A N A E R 0 B I A
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4 .1 .
ETAPAS CONTROLANTES DEL PROCESO.
Como se ha indicado anteriormente, el proceso de fer-
mentación anaerobia de residuos transcurre fundamentalmente a tra-
vés de las siguientes etapas :
a) Una primera etapa hidrolítica y fermentativa que incluye
los procesos de solubilizaci6n o dispersión del sustrato sólido
digerible, los procesos de hidrólisis de las moléculas complejas
a moléculas más simples, y los procesos de fermentación de estos
compuestos a ácidos orgánicos (acético, propi6nico, butírico, lác-
tico, etc), a compuestos neutros (etanol, metanol), a amoníaco,
hidrógeno y dióxido de carbono .
b) Una etapa acetogénica que conduce a la formación de acetato,
dióxido de carbono e hidrógeno .
c) Una etapa metanogénica con formación de metano y dióxido
de carbono .
En la bibliografía se presentan algunos análisis sobre
cual o cuales pueden ser las etapas controlantes del proceso de
fermentación anaerobia .
Kotze y col . (1968) sugieren que la etapa de hidr6li-
solubílización podría ser la controlante en el caso de partí
sólidas debido a la limitada exposición de las superficies
enzimas extracelula-
col ., 1970 ; Ghosh y
sis y
culas
de las moléculas complejas del sólido a los
res . Asimismo otros investigadores (Chan y
Klass, 1974 ; Ghosh y col ., 1974 ; Hobson, 1974) confirman la teoría
sobre la importancia del control cinético de la etapa hidrolítica
en el proceso global .
No obstante otros autores defienden la hipótesis de
que la etapa metanogénica es la limitante . Tal es el caso de McCar
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ty (1966), Andrews y col . (1964) y Lawrence y McCarty (1969) en
trabajos de digestión anaerobia de ácidos volátiles . Asimismo
Ghosh y Klass (1978) establecen en un trabajo de digestión de glu-
cosa, lodos de depuradora y celulosa, que la etapa metanogénica
es la controlante .
Posteriormente Ghosh (1984) se inclina por la hipóte-
sis anterior de que la etapa controlante sea la inicial de hidr6li
sis, en experimentos realizados con lodos de depuradora .
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4 .2 .
MODELOS CINETICOS .
En este apartado se consideran los siguientes aspectos :
- Crecimiento de microorganismos en reactores discontínuos .
- Modelos cinéticos (que relacionan el crecimiento de mícroorga-
nismos con la concentración de sustrato) .
- Aplicación de los modelos cinéticos .
4.2 .1 .
CRECIMIENTO DE MICROORGANISMOS EN REACTORES
DISCONTINUOS.
En muchas ocasiones el crecimiento de un cultivo de
bacterias puede compararse a una reacción química autocatalítica
de primer orden, es decir que la velocidad de crecimiento de las
bacterias es proporcional al número o masa de bacterias presentes
en ese momento .
La constante de proporcionalidad ~.i es un índice de la
velocidad de crecimiento y se le denomina "velocidad específica
de crecimiento de microorganismos" . Relaciona la velocidad de cre
cimiento de cualquier población celular dada con la cantidad de
esa población, es decir :
d N
d X
d Z= }.i N
ó
= p X
ód t
d t
d tZ (4 .1)
donde N es el número de celulas/ml, X es la masa celular/ml y Z
es la cantidad de cualquier componente celular/ml . Integrando las
ecuaciones anteriores, cuando p es constante, se obtiene la si-
guiente relación lineal entre el logaritmo del número de células
(o cualquier otra magnitud) y el tiempo (Figura 4 .1) :
ln N - ln No= ~l ( t - to )
(4 .2)
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log N
N
log No
Tiempo
Figura 4.1 . Relación logarítmica entre el n° de células
y el tiempo .
Tiempo
pendiente= 812,303
Figura 4.2. Relación exponencial entre el n°- de células
y el tiempo .
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m0mE"acmv0Ewm0J
Fase delatencia
o bien en forma exponencial (Figura 4 .2) :
N
=
No
e p (
t
-
to) (4.3)
Sin embargo el crecimiento de las poblaciones bacterianas no se desarrolla exponencialmente, ya que puede estar limitadopor otros factores : agotamiento del sustrato o de algunos de losnutrientes disponibles, acumulación de productos tóxicos etc . Portanto la velocidad específica de crecimiento p puede disminuiry el crecimiento llegar a detenerse .
Una curva de crecimiento típica (Figura 4 .3) tieneuna forma sigmoidal y permite diferenciar varias fases que se pre-sentan de forma regular :
- fase de latencia .
- fase exponencial .
- fase estacionaria .
- fase de muerte .
Fase estacionaria
Fase exponencial
Tiempo
Fase de muerte
Figura 4 .3 . Curva de crecimiento de un cultivo bacteriano .
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La fase de latencia comprende el período entre la ino-
culación y el momento en que se alcanza la tasa de división máxi-
ma . La duración de esta fase depende esencialmente del cultivo
previo, edad del inóculo y de lo adecuado que sea el medio .
La fase exponencial (también llamada fase logarítmica)
se caracteriza por una tasa de división constante, específica para
cada especie . Esta fase es la más adecuada para estudiar la in-
fluencia de los distintos factores .
En la fase estacionaria las células no continúan su
crecimiento . Como la tasa de crecimiento depende de la concentra-
ción del sustrato, conforme disminuye éste hasta su consumo total
se produce una reducción en la tasa de crecimiento . El paso de
la fase exponencial a la fase estacionaria se puede producir paula
tinamente . En esta fase pueden utilizarse productos de reserva
y degradarse una parte de los ribosomas para la obtención de la
energía necesaria para el mantenimiento celular por lo cual las
células pueden permanecer vivas durante un período bastante largo .
En la fase de muerte se da un crecimiento nulo como
consecuencia del agotamiento de las reservas energéticas . Al igual
que el crecimiento, el proceso de muerte puede ser una función
exponencial del tiempo . La velocidad de muerte de las bacterias
es muy variable y depende tanto del ambiente como del organismo
en concreto .
4 .2 .2 . MODELOS CINÉTICOS .
Los modelos cinéticos encontrados en la revisión bí-
bliográfica, que han sido aplicados a la digestión anaerobia, fun-
damentalmente de lodos, son los siguientes :
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en donde
4 .2 .2.1 .
Modelos basados en una cinética de primer
orden .
- lmhoff y Fair (1956) propusieron que la velocidad deproducción de biogás sigue una cinética de primer orden con respecto a la concentración de material orgánico digerible . La ecuaciónpropuesta es la siguiente :
r = velocidad de producción de biogás (m3 CH/s .m 3 )4kp = constante (s-1 )
S = concentración de sustrato (m3
3CH4 equivalente/m)
- Eastman y Ferguson (1981) investigaron la solubiliza-
de carbono orgánico particulado de lodos, durante la fase
y concluyeron que era una
la concentración de sustra
Además establecieron que la ley de
empírica que refleja
microscópicos que se
clon
acidogénica de la digestión anaerobia,
reacción de primer orden con respecto a
to que queda sin reaccionar .
velocidad de primer orden es una expresión
el efecto acumulativo de todos los procesos
desarrollan en el digestor .
- Gujer y Zenhder (1983) presentan un análisis en basea los resultados obtenidos por diferentes investigadores, en dondeadmiten una cinética de primer orden (como la indicada en la ecuación (4 .4) para la degradación de materiales orgánicos particula-
dos . Sin embargo algunos datos experimentales de degradación de
lodos de depuradora no se pueden interpretar satisfactoriamente
mediante esta ecuación tan sencilla .
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4 .2 .2 .2 .
Modelo de Monod .
La expresión matemática de este modelo que ha sido
aplicada a numerosos procesos de fermentación es la siguiente :
4 Smax
K + Ss
en donde {1
es la velocidad específica de crecimiento de micro-organismos (tiempo-1 ), y se define como
r
X
siendo
rX la velocidad de formación de microorga-
nismos ((masa)/(volumen)(tiempo)) .
X la concentración de microorganismos
((masa)/(volumen))
S
es la concentración de sustrato ((masa o moles)/(vo
lumen)) .
4 .2 .2 .3 .
Modificaciones al modelo de Monod .
(4 .6)
41max es la velocidad específica máxima de crecimiento
de microorganísmos (tiempo-1 ) .
KSesla llamada constante de saturación o concentra-ción de sustrato a la cual la velocidad específica
de crecimiento es la mitad de la máxima .
Algunos autores (Lawrence y MacCarty, 1969 y 1970 ;
Eastman y Ferguson, 1981 ; Matsumoto, 1981 ; Mosey, 1981 ; Pfeffer,
1981 ; Pavlostathis, 1986 ; Kennedy y col ., 1987), han desarrollado
una expresión modificada del modelo de Monod, al introducir un
coeficiente "b" que representa una constante de mantenimiento (re-
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lacionada con el consumo de sustrato para la supervivencia de los
microorganismos) . Por tanto la expresión matemática queda como :
en la que
Ks
~lmax
Pimax
4max S
Ks
K
Otros investigadores introducen la constante b como
un coeficiente de extinción de microorganismos debido a la desapa-
rición de la masa microbiana a través de la lisis celular .
4.2.2.4.
Modelo de Andrews (1969) .
Este modelo se propone cuando aparece un fenómeno de
inhibición por el sustrato . Su expresión matemática es :
( S/S )0
4max
1+ +
S+Ks+
S K .
Ki1
en donde K . es una constante de inhibición .1
4.2.2.5. Modelo de Chen y Hashimoto (1978) .
La expresión matemática de este modelo es la siguiente :
+ ( 1 - K ) ( S/S0 )
K es una constante adimensional .
S es la concentración inicial de0men)) .
S y i1 tienen un significado
te .
Ilmax es la velocidad específica
microorganismos cuando S =
como el
S
S
(4 .9)
sustrato ((masa)/(volu
descrito anteríormen
máxima de crecimiento de
S0
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- 120 -
Chen y Hashimoto propusieron esta expresión basándose
en el modelo de Contois que relaciona la velocidad de crecimiento
con la concentración de masa celular y concentración de sustratolimitante (Contois, 1959) . La expresión matemática del modelo de
Contois es :
~lmax S
B X + S
donde B es un parámetro cinético .
X es la concentración de microorganismos .
4 .2 .3 .
APLICACION DE LOS MODELOS CINETICOS .
Para la aplicación de las expresiones cinéticas de
Monod, Contois, Chen y Hashimoto, etc, al diseño de los diferentes
tipos de reactores, se admite que los factores de rendimiento de
microorganismos formados y de producto respecto a sustrato consumi
do, son aproximadamente constantes en el rango de operación consi-
derado .
Por lo general, en la aplicación de estos modelos a
procesos de digestión anaerobia de lodos, la concentración de sus-trato se suele expresar como :
- volumen de CH4 equivalente/volumen de digestor .
- D .Q .O . (mg 02/1) .
- Sólidos volátiles ( g S .V ./1) .
En muchas ocasiones la aplicación de estos modelos
se realiza sobre el proceso global de fermentación . No obstante
algunos trabajos hacen referencia únicamente a la etapa de solubi-
lización y de formación de ácidos volátiles .
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En este apartado se va a considerar la aplicación de
los modelos anteriormente expuestos, a reactores continuos de tan-
que agitado y a reactores discontínuos . Dada la complejidad que
se observa en algunos trabajos cuando aplican estos modelos, única
mente se considerarán los aspectos más importantes .
4 .2 .3 .1 .
Reactor contínuo de tanque agitado .
En la Figura 4 .4 se presenta un esquema de un reactorcontinuo de tanque agitado sin recirculación (quimiostato), conla nomenclatura utilizada .
Figura 4 .4
Reactor contínuo de tanque agitado sin recirculación
V = Volumen del reactor .
Q = Caudal volumétrico de entrada = Caudal volumétri
co de salida .
S = Concentración de sustrato de entrada .0= Concentración de sustrato de salida .
X = Concentración de microorganismos .
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- 122 -
Las ecuaciones de diseño son las siguientes :
- Balance de componente S
siendo rg la velocidad de desaparición del sustrato (cantidadde sustrato)/(volumen)(tiempo) .
- Balance de microorganismos
de donde
definido como
Q S
-
Q So=
- V rs(4 .11)
X - Q Xo = V rx(4 .12)
siendo rx la velocidad de crecimiento de microorganismos
(cantidad de microorganismos)/(volumen)(tiempo) .
Teniendo en cuenta la definición de la velocidad espe-
cifica de crecimiento dada por la ecuación (4 .6), se puede escri-
bir la ecuación (4 .12) de la siguiente manera :
Q X - Q Xo = V p X
(4.13)
Si Xo = 0 es decir que cuando la concentración de mi-croorganismos presentes en el alimento es muy pequeña, la ecuación(4 .13) se simplifica a :
Q X = V
siendo e el tiempo de residencia en el reactor .
Si se admite que el coeficiente de rendimiento Y vienex
Yx
r_xrs
(4 .15)
(4 .16)
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entonces se deduce que
S - S0
- 123 -
Una de las consideraciones importantes a tener en cuenta, es que el caudal no debe ser superior al conocido como "caudal
de lavado" (wash-out), que sucede cuando S = S0 , y ello se debea que la velocidad con que son eliminados los microorganismos por
el flujo contínuo de caudal es superior a la velocidad de creci-miento de éstos .
Con estas relaciones, y teniendo en cuenta los modelos
cinéticos que relacionan p. con la concentración de sustrato, se
pueden determinar las correspondientes ecuaciones de correlación .
De acuerdo con los modelos cinéticos presentados ante-
riormente, las ecuaciones de diseño obtenidas, son las siguientes :
- Para la reacción de primer orden, del balance de
materia del sustrato se deduce que
relación
S0
X(4 .17)
+ kp 0
Yx
En este caso no se considera el concepto de velocidad
específica de crecimiento de microorganismos .
- De acuerdo con la cinética de Monod se deduce la
1
1
K + Ss (4 .19)
S
umax S
cuando X0 = 0 (concentración de microorganismos en el alimento) .
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ción anterior se transforma en
1
u0
ó de
r
cuando X = 00
la expresión
cuando X = 00
s
- Si se introduce el factor de extinción "b", la ecua-
- Aplicando el modelo de Chen y Hashimoto , se obtiene
S
S0
ciones correspondientes a varias fases :
de ácidos y formación de metano . En cada
gadores presentan diferentes sistemas de
el carácter secuencial del proceso .
En reactores funcionando en régimen discontínuo (batch
reactor) (Figura 4 .5) las expresiones que
de la integración de la ecuación :
d S
1
d X
d t
Y
d tx
d S
d t
En algunos trabajos se han considerado diversas reac-
solubilización, formación
caso concreto los investí
ecuaciones que consideran
4 .2 .3.2.
Reactor discontínuo.
- 124 -
K
f ( S )
b
(4 .20)
(4 .21)
se obtienen resultan
(4 .22)
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son :
donde A
C
t
Figura 4 .5
Reactor discontinuo .
Las expresiones que se obtienen en los siguientes casos
- Para la cinética de primer orden :
donde t es el tiempo de reacción .
1
St -
in 0
(4.23)
+
x So
+
Yx (
So-
S
)
- Para el modelo de Monod :
1
K Y C
K Y S+
s
xin
+
s
x in0
P,max
A 4max
Xo
A 4max
S
(4 .24)
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donde
A
=
Xo + x So
- 126 -
- Para el modelo de Contois :
B ( X +Yx S )
CS
1-B
Co
ln
o
+
ln -
A p max
Xo S
4max
Xo
C = Xo + Yx ( S - So )
(4 .25)
También en este casó, la consideración de una secuen-
cia de reacciones, implicaría el utilizar expresiones cinéticas
distintas para cada etapa .
En la Tabla 4 .1 se presentan los valores de diferentes
constantes cínéticas propuestas para el proceso de digestión anae-
robia de residuos orgánicos, fundamentalmente lodos de depuradora .
Se consideran básicamente los parámetros correspondientes a la
etapa de solubilizaci6n e hidrólisis, ya que como se ha indicado
anteriormente, diferentes autores afirman que ésta es la etapa
controlante . Los resultados presentados en esta Memoria, que serán
discutidos posteriormente, confirman esta hipótesis, con algunas
matizaciones .
Pavlostathis y Gossett (1986) han presentado un modelo
un modelo cinético para la digestión anaerobia de lodos biológicos
(lodos activos) . Las etapas consideradas son las siguientes :
SUSTRATO _ SUSTRATOINSOLUBLE
SOLUBLE \
FASECELULA
- MUERTE
+SUSTRATOSOLUBLE -` ACIDOGENICA
FASE-~ FORMACION DE ACIDOS
FORMACION DE METANOMETANOGENICA
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AUTOR
Imhoff y Fair(1956)
Pfeffer(1968) - -_
- --
Kaspar- _(1977) --- -
Eastman yFerguson
(1981)
O'Rourke(1968)
O'Rourke(1968)
T A B L A 4 . 1 - S ORGANICOS. DIGESTION ANAEROBIA DE RESIDU CONSTANTES C NÉTICAS
REFERENCIA MATERIAL TIPO DE ETAPA MODELO CONSTANTES TEMPERATURA OBSERVACIONES
donde son REACTOR ESTUDIADA CINÉTICO CINÉTICAS (!C)discutidoslos resultados
Gujer y Zehnder Material Discontínuo Proceso Primer 0 .045d-1 10
(1983) orgánico global Orden 0.060 " 15particulado 0 .084 " 20
0.120 " 250 .160 " 30
Gujer y Zehnder Lodos Continuo Proceso Primer 0.15 d-1 35 Fracción no degra-~
- (1983) - - - - - - - urbanos- Tanque- - - Ag . - - global - - - - Orden- - - - - - 0.077-"- _ - - - I- - - 25- - - - -dada en-SV = 20_%j
Gujer y Zehnder Lodos Discontínuo Proceso Primer 0.29 - 0.32 d-1 33
- (1983)----- . --urbanos----------- global ---- Orden_
Eastman y Ferguson Lodos Continuo Etapa Primer Orden 0.077 35 pH = 5.14
(1981) urbanos Tanque Ag . Acidogénica la solubiliza0.125 35 pH = 5.85
ción del material particul . 0.182 35 pH = 6.67
Para la formaciel modelo depiracíón
n de ácidos a partir delMonod modificado con una
endógena) . -La fase controlante
material soluble se aplicaconstante de crecimiento (res
es la-etapa-de solubilización_
Chen y Hashimoto Lodos Continuo Proceso Chen y 1p = 0 .33 d 35 So = 28 .4 g DQO/1
(1978) urbanos Tanque Ag . global HashimotomK = 0 .26 B =0.227(1CH /g .DQO)
B9=0.350(1CHq/g .SV)
p = 0 .13 d-1 25 So = 28 .4 g DQO/1mK = 0 .34 B =0 .243(1CH /g.DQO
B9 =0 .375(1CH4/g.SV)
p = 0 .114 d1 20 So = 28.4 g DQO/1m
=0.263(ICH 4/g.DQO~K = 1'.03 BB9=0 .406(1CH /g .SV)0 4
Chen y Hashimoto Lodos Contínuo Proceso Chen y = 0 .467 35 So = 28 .4 g DQO/1
(1978) urbanos Tanque Ag . global Hashimotom
K = 1 .06 Frac .no degrad .=32.2 %
p = 0.229 d-1 25 So = 28 .4 g DQO/1m
K = 1 .64 Frac .no degrad .=32 .0 %
p = 0 .163 d1 20 So = 28 .4 g DQO/1m
K = 2 .03 Frac .no degrad.=30 .7 %
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T A B L A
4 . 1 . -
DIGESTION
ANAEROBIA
DE
RESIDUOS
ORGANICOS
CONSTANTES
CINÉTICAS ( CONT . )
AUTOR
REFERENCIA
MATERIAL
TIPO DE
ETAPA
MODELO
CONSTANTES
TEMPERATURA OBSERVACIONESdonde son
REACTOR
ESTUDIADA
CINÉTICO
CINÉTICAS
(PC)discutidoslos resultados
Ghosh y Klass
Ghosh y Klass
Lodos
Contínuo
Acidogénica
Monod
p m = 3 .84 d�36 .5
So= 1 .54-2 .67 3(1978)
(1978)
urbanos
Tanque Ag .
(se considera
}( = 26V1
lb SV/d .ft0 g S /(1975)
que la etapa
s
.
(1981)
más lenta es
Y = 0.4
pH = 5.66-5 .86
la metanogénica)
Chynoweth y col . Chynoweth y col .
Lodos
Contínuo
Proceso
Monod
u m= 1 .32 d-1
35(1982)
(1982)
urbanos
Tanque Ag .
global KS = 23 .2 g/1- - - - - - - _ _ _ - - - _ _ _ - - _ _ _ - - - - - _ _ - - - - - _
Elortegui
Elortegui
Lodos
Semicontínuo
Proceso global Contois
(1 = 5 .161 d-1
37
B = 0.283 m3CH /(1987) (1987)
urbanos
m
m soKY = 60 .476
g
(Xo/YSo ) = a = - 0.332
R = 0.483
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-12 9 -
Las constantes cinéticas y condiciones de operación
utilizadas en el modelo de Pavlostathis y Gossett se detallan en
la Tabla 4 .2 .
Estos autores concluyen que la hidrólisis de la bioma-
sa muerta y particulada es la etapa lenta del proceso . Con el mode
lo presentado se justifican los valores de producción de gas en
reactores contínuos de mezcla perfecta para tiempos de residencia
mayores de 4 días . Hubiera sido muy interesante que los autores
hubieran discutido el porcentaje de material solubilizado para
tiempos de residencia inferiores a 4 días, ya que ello habría per-
mitido comparar si la cinética de primer orden supuesta para la
reacción de hidrólisis es la correcta .
En la revisión bibliográfica realizada, únicamente
se ha encontrado una serie de trabajos (Verstraete y col ., 1981 ;
Rozzi y Verstraete, 1981 ; De Baere y col ., 1984) donde se conside
ra en el modelo matemático que la velocidad de reacción del sustra
to biodegradable es función del tiempo de residencia del material
particulado . Sin embargo, no se considera que en un proceso de
contacto contínuo, exista una distribución de tiempos de residen-
cia para el sustrato sólido .
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- 130 -
TABLA 4 .2 .-
PARAMETROS DEL MODELO DE PAVLOSTATHIS Y GOSSETT.
TIPO DEREACCION PARAMETRO
Hidrólisis
Coeficiente de
DQO entrada (g/1)
Fracción digerible
Coef. de muerte decélulas de} lodoactivo (d )
Primer Orden . . . . hidrólisis (d)
Coef . de extinciónpara formadores deácidos (d )
Fase
: Coef . de rendimientoAcidogénica
: para formadores de
Monod
: ácidos (g DQO biomasa/
modificado . . . . . . g DQO utilizados)
Velocidad máxima decrecimiento de 1microo
. organismos (d )
Coeficiente K(g DQO/1)
Coef . de extinción -1. para metanógenos (d )
Coef . de rendimientoFase '
: para metanógenosMetanogénica
: (g DQO biomasa/g DQOutilizados)Monod
modificado . . . . . . : Velocidad máxima decrecimiento de micr_oorganismos (d 1 )
Coeficiente K(g DQO/1)
s
LODO ACTIVOINTACTO
LODO ENAUTOCLAVE
14 .8 14 .95
0 .558 0 .722
2 .0
0 .15 0 .15
0 .10 0 .10
0 .20 0.20
8 .0 8 .0
0 .045 0 .045
0 .015 0 .015
0 .057 0 .057
6 .2 6 .2
0 .045 0 .045
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4.3.
ANALISIS DE LA INFORMACION RECOPILADA.
De acuerdo con la información presentada, se puede
deducir que numerosos investigadores consideran que en el proceso
de digestión de material orgánico particulado, la etapa lenta es
la solubilización . Respecto a ella, se pueden considerar dos gru-
pos de modelos cinéticos :
- Uno de ellos, considera que la digestión del sustrato respon-
de a una cinética de primer orden, independientemente de la concen
tración de microorganismos .
- El otro grupo considera que la velocidad de reacción es pro-
porcional a la concentración de exoenzimas liberados por los micro
organismos, y por tanto se deducen expresiones del tipo Monod o
Contois .
Para poder diferenciar o elegir el tipo de modelo más
adecuado, se requiere disponer de datos experimentales a bajos
tiempos de residencia en un reactor contínuo de tanque agitado .
Un aspecto que debe tenerse en cuenta, es que cuando
un material particulado entra en un R .C .T .A ., existe una distribu-
ción de tiempos de residencia . Unicamente en reacciones de primer
orden, la concentración media de sustrato en un R .C .T .A . es inde-
pendiente del hecho de que el sustrato se encuentre disuelto o
particulado . Para los demás casos se debe considerar la distribu-
ción de tiempos de residencia .
Este hecho es normalmente ignorado en muchas referen-
cias bibliográficas .
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E C U A C I O N E S
D E
D I S E Ñ O
E N
F E R M E N T A D 0 R E S
S E M I C 0 N T I N U 0 S .
A P L I C A C I 0 N
A
S U S T R A T O S
S 0 L U B I L I Z A D 0 S
Y
P A R T I C U L A D 0 S
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-'133 -
Muchos procesos de fermentación de sustratos sólidos
se realizan en reactores semicontínuos . Este es el caso, por ejem-
plo, de los procesos de digestión anaerobia de una suspensión de
sólidos, que es alimentada al reactor de forma discontínua . En
la bibliografía no se han localizado las ecuaciones de diseño que
corresponden a reactores que funcionen en régimen semicontínuo
con alimentaciones y extracciones periódicas, tanto para sustratos
solubilizados como para sustratos particulados . En este apartado
se presentan las ecuaciones correspondientes para reactores semi-
contínuos, en diferentes casos, una vez alcanzado el régimen cuasi
estacionario (consumo de sustrato constante entre alimentaciones
y extracciones periódicas), y teniendo en cuenta que las partícu-
las de sustrato sólido mantienen una identidad dentro del reactor
hasta su consumo total .
Como se ha indicado anteriormente, la fermentación
anaerobia de residuos orgánicos transcurre principalmente a través
de las siguientes etapas :
a) Una primera etapa hidrolítica y fermentativa con procesos
de solubilización o dispersión de la materia orgánica particulada,
hidrólisis de polímeros que dan lugar a moléculas más pequeñas,
y procesos fermentativos que conducen a la formación de ácidos
orgánicos (acético, propiónico, butírico, valérico, láctico, etc),
de compuestos neutros (etanol, metanol) y gases (NH3 , H 2 , C0 2 ) .
b) Una segunda etapa acetogénica que conduce a la formación
de acetato, C02 , H2 .
c) Una etapa metanogénica con formación de CH4 y C02 .
Por lo que se refiere a la digestión anaerobia de mate
ria particulada, algunos investigadores han deducido que la etapa
inicial de solubilización es la más lenta, y por tanto son las
reacciones que tienen lugar en ella, las que controlan el proceso
global .
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- 134 -
Kotze y col . (1968) indicaron que la materia orgánica
compleja se hidroliza lentamente por la pequeña superficie capaz
ae soportar el ataque enzimático . Eastman y Fergusson (1981) dedu
jeron que la etapa limitante para la conversión de residuos sóli-
dos en productos de fermentación en la fase ácida de la digestión,
es la hidrólisis de las partículas solubilizadas de los sustratos .
Pavlostathis y Gosset (1986) han considerado que la hidrólisis
del lodo biológico es la etapa más lenta y controla cinéticamente
el proceso global . Hobson (1983) indica que la degradación anaero-
bia de los sólidos orgánicos de residuos de granja es la etapa
limitante del proceso global . De Baere y col . (1984) han desarro-
llado un modelo cinético en donde los mecanismos biológicos pare-
cen ser los limitantes en la capacidad de degradar la materia orga
nica compleja, y donde especialmente, la solubilización de la mate
ría orgánica particulada aparece como la etapa limitante del proce
so .
En otros trabajos se propone que la metanización de
los ácidos volátiles puede ser la etapa limitante del proceso glo-
bal (Lawrence y McCarty, 1969 ; Ghosh y col . 1978 ; Ghosh y Klass
1978 ; Kaspar y Whurmann, 1978) .
Diferentes modelos cinéticós se han considerado para
la solubilización de los sustratos sólidos particulados : Pavlosta-
this y Gosset (1986) consideran una reacción de primer orden para
la solubilización de las células muertas en la digestión anaerobia
de lodos biológicos . Eastman y Fergusson (1981) han propuesto que
la reacción de solubilización para la acidificación de lodos prima
rios es de primer orden . Gujer y Zehnder (1983), estudiando la
digestión anaerobia de diferentes residuos orgánicos, han obtenido
los valores de las constantes cinéticas para la reacción de primer
orden .
Por otro lado, el modelo de Monod también se ha utili-
zado para discutir y correlacionar datos, utilizando el concepto
de velocidad específica de crecimiento (Ghosh y Klass, 1978 ; East-
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cia y que presentan una pequeña
cuencia, éste es un detalle que
mente .
- 135 -
man y Fergusson, 1981 ; Mosey, 1981 ; Pfeffer, 1981 ; Pavlostathisy Gosset, 1986 ; Kennedy y col ., 1987) . Chen y Hashimoto (1978,1980) y Hashimoto (1982, 1984) han deducido el valor de los parámetros cinéticos con su modelo propuesto, para diferentes resultadosexperimentales . El modelo de Chen y Hashimoto, basado en la ecua-ción de Contois, se puede expresar como :
CA
CAom
CAK+ (1-K)
CAo
11m= velocidad específica
nismos .
(CA/CAo) = fracción de materia orgánica
K = parámetro cinético .
degradable) .
donde 11 = velocidad específica de crecimiento de microorganismos .
máxima de crecimiento de microorga
Es fácil comprobar que para una determinada concentra-
inicial de sustrato, los parámetros del modelo de Monod seción
pueden correlacionar con los parámetros de la ecuación propuesta
por Chen y Hashimoto, cuando el valor de la constante K < 1 .
Cuando el sustrato está particulado, y la etapa más
la solubilizaci6n, las expresiones cinéticas que se dedu-
los sistemas homogéneos en fermentadores contínuos (qui-
lenta es
cen para
miostato, reactores contínuos de tanque agitado, reactores semicon
tínuos, etc) no pueden ser aplicadas . Esto se debe a que hay untiempo de residencia para la distribución de la materia particula-
da . Hay partículas que permanecen largos períodos de tiempo dentro
del fermentador y por tanto el sustrato se ha solubilizado amplia-
mente . Por otra parte hay partículas con cortos tiempos de residen
conversión del sustrato . En conse-
hay que tener en cuenta necesaria-
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Los reactores semicontínuos con sucesivas cargas y
extracciones periódicas, se utilizan frecuentemente en las plantas
de tratamiento de aguas residuales . En este capítulo se muestra
que la formación de productos y la degradación de los sustratos
puede ser mayor en fermentadores semicontínuos que las obtenidas
en reactores contínuos de tanque agitado .
1986) .
- 136 -
Los reactores semicontínuos se han utilizado por parte
de diferentes investigadores a escala de laboratorio, para deducir
la relación que existe entre la degradación de sustratos y la for
mación de productos (Hashimoto y col ., 1981, 1982 ; Jain y Kumar,
Sin embargo no se han encontrado las expresiones finales
correspondientes a los reactores semicontínuos en estado cuasi-
estacionario . En este capítulo se presentan las ecuaciones de díse
ño para fermentadores semicontínuos, que posteriormente se utiliza
rán para correlacionar los resultados experimentales obtenidos .
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5 .1 .
FUNDAMENTOS DEL REACTOR SEMICONTINUO .
Las diferentes etapas de un reactor semicontínuo se
indican en la Figura 5 .1 .
En la etapa de adición se introduce en el reactor un
volumen Vo . La mezcla se agita instantáneamente y comienza la reac
ción, que transcurre durante un tiempo tr . Seguidamente un volumen
Vo se separa del reactor en la etapa de extracción . El medio reac-
tante se agita con una nueva porción de alimento en el ciclo si-
guiente ; después de varios ciclos, la concentración CAf en el volu
men extraído puede alcanzar un valor constante . Bajo estas condi-
ciones, el sistema alcanza un estado cuasi-estacionario, y la con-
centración CAin (al comienzo de la reacción) es igual :
Considerando un reactor discontínuo :
tr
CAin -
CAo + R CAf
(5.2)R + 1
CAin
CAf
- 137 -
CAo + R CAF
d CA
rA
(5 .3)
El tiempo de residencia medio de la mezcla en el siste
ma, se puede calcular de la manera siguiente : cuando un volumen
V0 se alimenta al reactor,
una fracción 1/(l+R)
de este volumen,
abandona el sistema después de un tiempo tr . En el reactor permane
ce una fracción R/(l+R) del volumen Vo alimentado . Después de un
nuevo período
de
tiempo
tr ,
una fracción 1/(1+R)
de la fracción
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ETAPA DE
ADICION
T0
RV
CAF
(R+1 ) V
IN
a CAF
FIGURA 5 .1
ETAPAS DE UN REACTOR SEMICONTINUO .
ETAPA DE
REACCION
ETAPA DE
EXTRACCION
( R+1 ) V
wWi
CAF
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- 139 -
residente R/(1+R) abandona el sistema . Consecuentemente, la frac-
ción (R/(1+R))(1/(1+R)) permanece en el interior del sistema duran
te un período de tiempo 2 tr . De la misma manera, se puede deducir
que la fracción (R/(1+R))2(1/(l+R)) queda en el interior del siste
ma después de un período de tiempo 3 tr . En consecuencia, el tiem-
po de residencia de la mezcla dentro del sistema es :
1
R
1
Rp =
t + (
)
2 t + (
)1 + R
r
1 + R
1 + R
r
1 + R
2
+ . . . . . . .
tr ( R + 1 )
(5.4)
De las ecuaciones (5 .3) y (5 .4) :
CAo + R CAf
d CA
rA
(5 .5)
La ecuación (5 .5) es idéntica a la que se obtiene para
un reactor tubular con recirculación (Levenspiel, 1979) . Esto sig-
nifica que algunas de las consideraciones hechas para un tipo de
reactor son también válidas para el otro . La simulación del compor
tamiento dinámico de un reactor semicontínuo y la estabilidad en
el estado estacionario se puede observar en algunos trabajos (Ausi
kaitis y Engel, 1974 ; Svobodova y col ., 1983 ; Zubickova y col .,
1987) .
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5.2 .
PROCESO DE REACCION .
- 140 -
El proceso de fermentación se puede escribir como :
sustrato A + células
productos + nuevas células
Se considera que el consumo de sustrato debido al pro-
ceso de mantenimiento interno para la supervivencia de los micro-
organismos, tiene muy poca influencia en la fermentación, por lo
que se puede considerar despreciable frente al consumo de sustrato
para la obtención de productos y nueva biomasa .
Si
CA es
la
concentración
de
sustrato A
(kg/m3 ),
Cx3
es la concentración de microorganismos (kg/m) y C es la concen-p
tración de productos
(kg/m3 ),
se consideran los rendimientos Yx(kg de microorganismos generados por kg de sustrato A consumido),
e Yp ( kg de producto formado por kg de sustrato A consumido),
entonces se puede deducir para cualquier tipo de fermentador :
CxC xo
-
Yx ( CAo - CA )
(5.6)
C
- C
=
Y
( C
- C )
(5.7)p po p Ao A
donde CAo, Cxo y Cpo son las concentraciones iniciales de sustra-
to, células y productos respectivamente en el alimento que se in-
troduce al reactor .
De las ecuaciones (5 .6) y (5 .7) se deduce que :
YxC
- C
=
( C - C
)
(5 .8)Yp
A continuación se discuten algunos casos para reacto-
res semicontínuos, considerando diferentes expresiones cinéticas
y el estado físico del sustrato : solubilizado o particulado . Estos
casos son los siguientes :
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I) Sustrato solubilizado . La velocidad de reacción es proporcio-
nal a la concentración de sustrato .
II) Sustrato particulado . La velocidad de reacción es proporcio-
nal a la cantidad de sustrato que hay en cada partícula .
III) Sustrato solubilizado . La velocidad de reacción sigue el
modelo de Chen y Hashimoto .
IV) Sustrato particulado . La velocidad de reacción solamente
es proporcional a la concentración de microorganismos .
V) Sustrato particulado . La velocidad de reacción es proporcio-
nal a la concentración de microorganismos y a la cantidad
de sustrato presente en cada partícula .
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5 .3 . SUSTRATO SOLUBILIZADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL
A LA CONCENTRACION DE SUSTRATO .
La
velocidad
de
reacción
del
sustrato rA ,
se puede
expresar como :
donde CA es la concentración de sustrato .
XA = 1
Sustituyendo la ecuación (5 .9) en la ecuación (5 .5) :
CAo + R CAf
CAf
para 0 > tr
rA=
- k ,CA(5 .9)
d CAR+1
CAo + R CAf0 = tr (R+1) = (R+1)
-
ln
(5.10)k CAk
(l+R) CAf
De las ecuaciones (5 .10) y (5 .4), el grado de conver-
sión del sustrato, XA , es el siguiente :
0
- 142 -
CAf
tr
(5.11)
CAo C 0- (
- 1 ) exp ( - k t
Para pequeños valores de k tr (comportamiento del reac
tor semicontínuo próximo al reactor contínuo de tanque agitado),
la variación de XA viene dada por la ecuación :
k 0
k 0 + 1
1 - exp ( - k tr ) )
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- 143 -
La ecuación (5 .12) se puede obtener de la ecuación
(5 .11), cuando k tr tiende a cero, o a partir de un balance aplica
do a un reactor contínuo de tanque agitado .
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5 .4 . SUSTRATO PARTICULADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL
A LA CANTIDAD DE SUSTRATO QUE HAY EN CADA PARTICULA.
un sustrato particulado, en el que
que de los enzimas hidroliticos es
sustrato que queda sin reaccionar .
Para una partícula determinada, la velocidad de reac-
ción del sustrato por unidad de tiempo y por partícula, (rA ) p ,
se puede expresar como :
donde Mp es la cantidad de sustrato sin reaccionar, y
k es la correspondiente constante cinética .
En consecuencia, para una partícula que permanezca
interior del fermentador un tiempo t*, se deduce queen el
do de conversión (XA ) p es :
Este es el caso que corresponde cuando se trata de
la superficie expuesta al ata-
proporcional a la cantidad de
- 144 -
Mpo
d MP
d t
donde Mpo es la cantidad de sustrato
- k MP
exp ( - k t* )
(5 .13)
su gra-
(5 .14)
inicial que hay en la partícu
De acuerdo con la ecuación (5 .14), la conversión no
sustrato,
MPo
,
que
puededepende de la cantidad inicial de
diferente para cada partícula .
ser
De acuerdo con la demostración de la ecuación (5 .4),
una fracción 1/(1+R) de las partículas alimentadas al fermentador,
permanecen un tiempo tr en el interior ; una fracción (R/(1+R)) .
.(1/(1+R)) para un tiempo 2 tr , y así sucesivamente . La conversión
media XA de las partículas se puede calcular como :
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- 145 -
_ 1
R 1XA =
( 1 - exp (-ktr ))+
( 1- exp(-2ktr )) +1 + R
l+R l+R
1 R 1
1
R 1_ -- + -
+
-(
exp(-ktr» +
exp(-2ktr ) + . . . .)1+R
l+R l+R
" . " l+R
l+R l+R
1 + R
1 + R
exp(-ktr)
exp(-kt)rR
1+R
R1 -
exp(-ktr)1 + R
Teniendo en cuenta la ecuación (5 .4), la ecuación
(5 .15) queda :
0
tr
( 1 - exp ( - k tr ) )
1+R-Rexp(-ktr )
1 ) exp ( - k tr )
(5 .15)
La ecuación (5 .16) es similar a la ecuación (5.11) .
La única diferencia está en el grado de conversión . La ecuación
(5 .11) se puede aplicar cuando el sustrato está solubilizado y
la conversión se refiere al sustrato sin hacer ninguna distinción .
La ecuación (5 .16) se puede aplicar a sustratos particulados y
XA es la conversión media . En este último caso hay partículas con
diferente conversión . Por tanto el valor medio es igual al que
se obtendría si el sustrato particulado estuviera solubilizado,
y la constante cinética k tomara el mismo valor .
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5.5. SUSTRATO SOLUBILIZADO . VELOCIDAD DE REACCION DE ACUERDO
CON EL MODELO DE CHELA Y HASHIMOTO .
Algunos modelos cinéticos aplicados a los procesos
de fermentación, utilizan el concepto de velocidad específica de
crecimiento de microorganismos p , que es igual a :
rX
CX
- 146 -
(5 .17)
donde rX es la velocidad de reacción correspondiente a la genera-
ción de microorganismos .
puede escribir como :
Para un reactor discontínuo, la ecuación (5 .17) se
uCXd t
(5.18)
Para un reactor contínuo, rX se puede obtener del co-
rrespondiente balance de materia aplicado al fermentador .
La velocidad específica de crecimiento de microorganis
mos se puede relacionar con la concentración de sustrato CA . Una
de las expresiones más utilizadas es el modelo de Chen y Hashimoto :
m
CA
CA
Para cualquier tipo de reactor (contínuo o discontí-
nuo), la relación entre las velocidades de reacción, se puede es-
cribir como :
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- 147 -
A partir de las ecuaciones (5 .6), (5 .19) y (5 .20),
si se considera que Cxo = 0, es decir que la concentración de mi-
croorganismos en el alimento es nula, se obtiene :
u( Y
X ( CAo-
CAf ) ) -
CAf
CAo
mCAf
CAo
(5 .20)
K + (1-K) CAf
CAo
(5.21)
Sustituyendo la ecuación (5 .21) en la ecuación (5 .5),
e integrando, se obtiene que :
R + 1
CAotr4m = ln
+ K ln
(5.22)
R
( R + 1 ) CAf
A partir de la ecuación (5 .22), el grado de conversión
del sustrato XA , se puede expresar como :
1X
_ 1 - CAf - 1 -ACAo
R exp
(Il m tr
)
1/K(
)
( R + 1 ) - R
(5 .23)
La condición de pérdida de todas las células en el
estado cuasi-estacionario (término "washout"), ocurre cuando CA/CAoes igual a 1, y en este caso a partir de la ecuación (5 .23) se de-
duce que :
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- 148 -
R + 1trln
(5.24)R
Para obtener la formación de células o productos (valo
res de CAf/CAo < 1), se debe cumplir la siguiente relación :
R + 1tr ~ . m
>
ln
(5.25)R
Si se especifica R, entonces :
tr
Si se especifica tr , entonces :
(5 .26)
1R >
(( exp (p m tr ) ) - 11
(5.27)
Cuando tr tiende a cero (comportamiento del fermenta-
dor semicontínuo como un reactor continuo de tanque agitado), se
obtiene a partir de la ecuación (5 .23) cuando R tiende a infinito,
o bien de un balance de materia aplicado al reactor contínuo de
tanque agitado, la ecuación siguiente :
X - 1 - CAf = 1 -
..
K^
.,
(5.28)A
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5.6.
SUSTRATO PARTICULADO. VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL
SOLO A LA CONCENTRACION DE MICROORGANISMOS .
En este caso la velocidad de consumo de sustrato en
una partícula es proporcional a la concentración de microorganis-
mos, y no depende de la cantidad de sustrato . La velocidad de reacción es nula cuando el sustrato se ha consumido .
Este caso puede ocurrir cuando la masa de sustrato
se distribuye en capas o láminas del mismo espesor . Estas capas
se puede fijar sobre materia inerte en las particulas . La veloci
dad de reacción se considera proporcional a la concentración de
microorganismos ya que éstos segregan los enzimas hidrolíticos
que atacan la superficie del sustrato . Si el espesor de todas las
capas de sustrato es constante, la masa de sustrato por unidad
de superficie expuesta a la acción enzimática es también constan-
te . Bajo estas suposiciones, la velocidad de reacción rP
de una
partícula por unidad de tiempo y por unidad de superficie, se pue-
de expresar como :
rP
- 149 -
d M
donde Mp es la masa de sustrato por unidad de superficie, y
k es el producto de otros dos parámetros :
a) la constante cinética correspondiente a la reacción`,
entre la concentración de enzimas y la unidad de super
ficie, y
b) la relación entre la concentración de microorganismos
y la concentración de enzimas en el interior del fer-
mentador .
La concentración de células CX , de acuerdo con el ba-
lance de materias aplicado al reactor semicontínuo, varía entre
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(5 .29), se deduce que :
Mp
- 150 -
eXín' que es igual a (R/(R+1))CXf1 y CXf . Integrando la ecuación
Mpo
-
k
)
CX d t
(5.30)
0
donde po es la masa inicial de sustrato por unidad de superficie
t
es el tiempo de residencia de la particula considerada
en el interior del fermentador .
El grado de conversión (XA ) p para una partícula es :
M
- M
(XA)P-
Po # p
(5.31)Mpo
Cuando Mp = 0
y (XA ) p = 1 , entonces rp es nula .
A continuación se discuten algunos casos para diferen
tes valores del grado de conversión, para obtener una ecuación
general .
5.6 .1 .
Grado de conversión igual a 1 para todas las
partículas .
En este caso, para un fermentador semicontínuo, des-
pués de la etapa de reacción, el grado de conversión es igual a
1 para todas las partículas . Por tanto el sustrato contenido en
las partículas que se han introducido en la última adición, reac-
ciona hasta su consumo . En consecuencia :
Mpo
=
k '
CX d t
(5.32)
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La variación de CX entre CXin (que es igual a CXfR/(R+1))
y CXf para la etapa de reacción, sigue una ley exponencial como
se presenta a continuación . Si se considera la etapa de reacción,
se puede escribir :
d C
d C
1
d MX = Y ( -
A) = Y n
( -
p ) Sd t
X
d t
X o R + 1
d t
CXf
A partir dé las ecuaciones (5 .29) y (5 .33)
CXf
(5 .33)
donde no/(R+1) es la concentración de partículas introducidas en
el reactor en la última adición .
(no es la concentración total de partículas : número
de partículas por unidad de volumen del fermentador)
S*es la superficie total de todas las partículas .
de
1
d tX
YX no R + 1k CX S*
(5.34)
Integrando la ecuación (5 .34), y teniendo en cuenta
que CX varía entre CXin ( que es igual a CXf R/(R+1) ) y CXf , para
un período tr , se deduce que :
S*d CX= Y n
k
dt
(5.35)
CX
X o R + 1
Se puede observar que la variación de CX entre los
correspondientes límites, sigue una ley exponencial . Integrando
la ecuación (5 .35)
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ln
- 152 -
S*yX no k
tr(5 .36)R + 1
El producto YX no k S representa la velocidad específi
ca de crecimiento de microorganismos que se puede observar en un
fermentador discontínuo . Esto se deduce a continuación :
En un reactor discontínuo, considerando que todas las
partículas experimentan el mismo proceso, y teniendo en cuenta
la relación que existe entre el consumo de sustrato y la formación
de microorganismos, a partir de la ecuación (5 .29) :
Utilizando el concepto de p que se ha presentado en
la ecuación (5 .37), la ecuación (5 .36) se puede escribir como :
RR
11n
=
Pi
t
=
~.t(
1
-
)
tR + 1
R + 1
r
R + 1
r
(5.38)
5 .6 .2 .
Grado de conversión igual a 0.5 para todas las par-
tículas introducidas en la última adición.
En este caso se considera que todas las partículas
introducidas en la última adición, tienen una conversión igual
a 0 .5, y que las partículas que estaban dentro del reactor durante
un tiempo 2 tr o superior, tienen por lo tanto un grado de conver-
sión igual a 1 .
1 d CX 1 d CA yX d M- y -
Xno
p S* _CX d t CX d t CX d X
1yX no k CX S* = yX no k S* (5 .37)
CX
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Considerando las partículas introducidas en la última
adición, se puede escribir que :
queda como :
ln
k
( tr
/0
- 153 -
CX d t
=
Mpo / 2
(5.39)
Teniendo en cuenta que los sustratos de las partículas
correspondientes a las dos últimas adiciones, ya se han degradado,
la variación de CX se puede determinar por la expresión :
d C
d C
1
1
RX
= YX ( -
A ) _ YX no (
+
) .d t
d t
R + 1
R + 1
R + 1
d M
R(
-
p
)
S
=
YXn o(
(
1
-
(
)2
)
)
k
CXS*d t
R + 1
Teniendo en cuenta que ~i = YX no k S*la ecuación (5 .40)
d CXR) ) CX(5 .41)
d t
R + 1
Integrando la ecuación (5 .41) entre los límites :
t = 0
t = ty
r
se deduce que :CXin = CXf (R/(R+1»
CXf
R(
1
-
(
)2
)
tr(5 .42)R + 1
Por otro lado, se se reagrupa la ecuación (5 .41)
(5 .40)
Rd
CX=
~.
(
1
-
(
)2
)
CXd
t
(5.43)R + 1
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Integrando la ecuación (5 .43) entre los limites corres
pondientes a la etapa de reacción :
queda :
1 - (
(R/(R+1))
, o
d CX=
- 154 -
R
Teniendo en cuenta la ecuación (5 .39), la ecuación (5 .44)
CXf ( 1
)2 ) MPoR + 1
R + 1
2 k
A partir de la relación que hay entre la formación
de microorganismos y la degradación de sustrato, en el caso de
que no hay microorganismos en el alimento,
CXf
=
yX ( CAo - CA )
-
yX CAo XA
(5.46)
donde XA es la conversión media del sustrato .
Teniendo en cuenta que,
CAo
CX d t
(5.44)
(5 .45)
n M S*
(5.47)o po
se deduce a partir de las ecuaciones (5 .45), (5 .46) y (5 .47), que
_ 1
R
My
no MpoXAS * _
( 1 - (
)2 )
PoX
R + 1
R + 1
2 k
(5.48)
Reordenando la ecuación (5 .48), y teniendo en cuenta
la ecuación (5 .37)
_
1
RXA=
- ( R + 1 ) ( 1 - (
)2 )
(5.49)2
R + 1
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XA
5.6 .3 .
Otros casos .
Si el proceso numérico se repite n tr veces, las expre
siones que se deducen son las siguientes :
R + 1
RIn
=
(
1
-
(
)n
)
tr(5 .50)R
R + 1
_
1
RXA--( R + 1 ) ( 1 - (
)n )
(5.51)
A partir de las ecuaciones (5 .50) y (5 .51)
R- ( in
) 2 )
_
( R + 1 )
R + 1XA =
(5.52)tr
1 R+1In ( 1 -
In
)N, trR
La ecuación (5 .52) es la ecuación de diseño deducida
para un reactor semicontínuo en el caso considerado . Teniendo en
cuenta que t- =E)/( R + 1 ), la ecuación (5 .52) se puede escribir :
R(
R
+
1
) 2
(
-
(
in
) 2
)R + 1
1
Rp In ( 1 -
( R + 1 ) In (
)R + 1
- 155 -
~l tr
tr
(5 .53)
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- 156 -
El límite de la expresión cuando R tiende a infinito,
o tr tiende a cero, coincide con la ecuación correspondiente para
un reactor contínuo de tanque agitado . Esta ecuación es :
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5.7 . SUSTRATO PARTICULADO . VELOCIDAD DE REACCION PROPORCIONAL
A LA CONCENTRACION DE MICROORGANISMOS Y A LA CANTIDAD DE
SUSTRATO QUE HAY EN CADA PARTICULA .
En este caso la velocidad de consumo de sustrato en
cada partícula, se considera directamente proporcional a la concen
traci6n de microorganismos y a la cantidad de sustrato no degrada-
do que queda en cada partícula .
Este caso corresponde a áquel en el que el material
particulado es muy poroso, y la superficie expuesta a la adsorción
de los enzimas hídrolitícos es directamente proporcional a la can-
tidad de sustrato que queda sin reaccionar .
Por tanto, la velocidad de reacción del sustrato para
una partícula, rP
, se puede expresar en función de la masa de sus-
trato no degradado, Mp , según la ecuación :
rP
d MP
Para todas las partículas que permanecen en el inte-
rior del digestor durante el mismo período, se puede escribir que :
d MPi
d t
- 157 -
d t
con el mismo tiempo de residencia .
k CX Mp(5 .55)
k CX Mp i
(5.56)
donde MPi
es
la
masa media de
sustrato,
de todas
las partículas
La concentración de sustrato, CA , en un fermentador
discontinuo para la etapa de reacción de un reactor semicontínuo,
se puede expresar como
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- 158 -
1 _
1 RCA = noM
+
M
+
(
) MR+ 1 p 1
R+1 R+1 p 2
R+1
R+1
p3
1
R
_+ . . . +
(
) 1-1 M
(5.57)R+1 R+1 p i
donde M
es la masa media de sustrato, de todas las partículasPi con el mismo tiempo de residencia .
El número de partículas cuya masa media es igual a
M
es igual a n ( (1/(R+1))(R/(R+1))i-1 ) .
Diferenciando la ecuación (5 .57) :
d CA1
dp1
1
R
dMp2
d t
o R + 1
d t
R + 1
R + 1
d t
+
(
) ( -
) + . . . . +R + 1
R + 1
d t
d M
+ (
1
) (
R
pi)
(5.58)R + 1
R + 1
d t
Teniendo en cuenta la ecuación (5 .56), la ecuación (5 .58) queda :
d CA1
-
1
R
_- n
k C M
+
(
) k C M
+d t
o R + 1
X pl
R + 1
R + 1
Xp2
+
1
(
R
_) 2 k C M
+ . . . +
1
(
R
) 1-1 k C MR + 1
R + 1
X p3
R + 1
R + 1
X pi
(5 .59)
A partir de las ecuaciones (5 .57) y (5 .59), se obtiene :
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~lm
~l m
d CA
d t
CX
- 159 -
d CA1
_
1
R
_= n k C
M
+
M
+dt
o X R+1 p l
R+1 R+1 p2
+
(
) M + . . . +
(
)
M
=R+1
R+1
p3
R+1
R+ 1
pi
= no k CX CA(5 .60)
La velocidad específica máxima de crecimiento, que
se puede observar en un fermentador discontínuo con una pequeña
cantidad de microorganismos, se puede expresar como :
rXYX(
- rAo
)
YX(
-
d
CA/
d
t
) o
donde (- d CA / d t )v es la velocidad de reacción para la concen-
tración inicial CAo'
De las ecuaciones (5 .59) y (5 .60), se obtiene :
YX no k CAo CX
De las ecuaciones (5 .60) y (5 .62) :
~l m
YX CAo
(5 .61)
= YX no k CAo
(5.62)
Teniendo en cuenta la relación que hay entre el consu-
mo de sustrato y la formación de microorganismos, si no hay micro-
organismos en el alimento, la ecuación (5 .63) se puede escribir
como :
d CA-
m
CAYX ( CAo
CA )
m
CA ( CAo - CA )d t
YX CAo
CAo
(5 .64)
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CAf
CAf + CAo
se obtiene :
- 160 -
Integrando la ecuación (5.63) entre los correspondientes límites :
d
CA
P. m
CA ( CAo - CA )
CAo
í tp
0
R + 1
R + 10 m
=
tp ( R + 1 )
=
ln
(5.66)
m R
Esta ecuación es equivalente a la obtenida con el mode
lo de Chen y Hashimoto cuando el parámetro K = 1 .
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5 .8 .
ANALISIS GLOBAL .
En la Figura 5 .2 se muestra la variación de XA frente
al tiempo para tres casos :
a) Sustrato solubilizado o particulado cuando la constante cinéti-
ca k = Ó .15 días-1 y tr=1 día . (ec . 5 .llo 5 .16)
b) Sustrato particulado cuando la velocidad específica de creci-
miento p = 0 .25 días-1 y tr = 1 día, para el caso de sustratos
en capas del mismo espesor . (ec, 5 .53)
c) Sustrato particulado cuando la velocidad específica máxima de
crecimiento 4, m = 0 .25 días-1 y tr = 1 día, para el caso de
partículas de sustrato poroso, en las que la superficie expues
ta al ataque enzimático es proporcional a la cantidad de sustra
to no degradado . (ec . 5 .66) .
Los valores de los parámetros cinéticos seleccionados
para esta comparación, han sido los propuestos o calculados por
diferentes investigadores, a 30 - 35°C, para el correspondiente
modelo cinético .
De la Figura 5 .2 se deduce que son necesarios resulta-
dos experimentales a lo largo de todo el intervalo de tiempos de
residencia (valores bajos,
intermedios y altos)
para` elegir el
modelo cinético apropiado . De los datos obtenidos para valores
bajos del tiempo de residencia, se puede elegir el modelo preciso
para la reacción global de primer orden o para la reacción autoca-
talítica como consecuencia de la multiplicación de los microorga-
nismos . Para valores elevados del tiempo de residencia, y máxima
formación de productos o degradación de sustrato, se puede elegir
el modelo adecuado entre el caso b ( rp = k CX ) o el caso c
( rp = k CX Mp ) . Con un fermentador discontinuo se puede obtener
la máxima formación de productos o degradación de sustrato para
un material con una fracción inerte .
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-162-
El análisis presentado en este capítulo, se ha aplica-do a los resultados de un digestor semicontínuo con un tiempo dereacción de 1 día . Este período de tiempo es el que se ha empleado
en los experimentos realizados, que se presentan y discuten enel capítulo de resultados experimentales de esta Memoria . No obs-tante se puede considerar una discusión similar para otros valores
de tr y para otros modelos cinéticos .
Se puede comprobar también que con reactores semicontínuos se pueden obtener rendimientos de productos por unidad devolumen de reacción mayores que en reactores de mezcla perfecta .
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0 .8
0 .6
0 .4
0 .2
0
- 163 -
5 10 15 20 25
tiempo de residencia ( dias )
Figura 5 .2 . Variación del grado de conversión con el tiempo
de residencia.
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O B J E T O
Y
A L C A N C E
D E
L A
P R E S E N T E
I N V E S T 1 6 A C 1 0 N
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 165 -
6 .
OBJETO Y ALCANCE DE LA PRESENTE INVESTIGACION.
En la ciudad de Alicante, en Octubre de 1981, entró en
funcionamiento una planta depuradora de aguas residuales urbanas,
con una producción aproximada de 12 t/día de lodos y posterior
digestión anaerobia de los mismos .
Los primeros experimentos de fermentación anaerobia
que se realizaron en reactores discontínuos, mostraron que la pro-
ducción de metano pasaba por una serie de ciclos alternativos .
Dado que en la bibliografía no se encontraron referencias que ex-
plicaran estos ciclos, se planificó una investigación cuyo primer
objetivo era la justificación de los mismos .
Como consecuencia de la revisión bibliográfica realiza
da, se observó que existían discrepancias sobre la etapa controlan
te del proceso . En algunas referencias se proponía que la etapa
más lenta era la solubilizaci6n del material particulado, mientras
que en otras se apuntaba la posibilidad de que fuera la degrada-
ción de los ácidos volátiles . Por tanto, otro de los objetivos
marcados ha sido delucidar cual es la etapa controlante en el pro-
ceso de digestión de los lodos estudiados .
Tampoco se han localizado ni las ecuaciones de diseño
correspondientes a fermentadores funcionando en régimen semicontí-
aplicación de modelos cinéticos a sustratos particula-
debe tenerse en cuenta la función de distribución de
residencia, por lo que ha habido que deducirlas para
nuo, ni la
dos, donde
tiempos de
poder calcular los correspondientes parámetros cinéticos .
Por otra parte, en la bibliografía se pueden localizar
diferentes modelos cinéticos, que consideran algunas de las etapas
de reacción o bien el proceso global, de cuya comparación se po
drían deducir conclusiones contradictorias . Ello en parte se puede
deber, entre otros factores, al carácter heterogéneo de cada tipo
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D I S P O S I T I V O
E X P E R I M E N T A 1
P R O C E D I M I E N T O
Y
M A T E R I A 1 E S
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- 166 -
de lodo . Por ello se ha pretendido realizar un estudio cinético
para analizar el proceso de producción de metano, con los lodos
procedentes de la planta depuradora de Alicante .
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7 .1 .
DISPOSITIVO EXPERIMENTAL .
7.1 .1 . DIGESTORES .
- 167 -
Los digestores en los que se han realizado los experi-
mentos en régimen discontínuo y semicontínuo han sido matraces
esféricos de fondo plano, que se encontraban sumergidos en un baño
termostático que se ha mantenido a la temperatura de operación
elegida en cada caso, con una precisión de ± 0 .5°°-C .
Cada reactor estaba cerrado por la parte superior con
un tapón de goma que presentaba dos orificios atravesados por dos
tubos de vidrio de diferente longitud ; uno de ellos, el más peque
ño, permitía la salida del biogás producido y estaba conectado
al sistema de almacenamiento y medida de gases a través de un tubo
de goma de paredes gruesas y pequeño diámetro interno para evitar
posibles fugas con el paso del tiempo . El otro tubo de vidrio de
mayor longitud penetraba aproximadamente hasta el centro del reac-
tor y tenía por objeto servir para la extracción de muestras de
lodo para su posterior caracterización, y permitir la alimentación
de lodo fresco en los reactores que funcionaban en régimen semicon
tínuo . En la parte superior de éste tubo de vidrio se colocaba
un tubo de goma cerrado por una pinza Hoffmann y otra pinza de
Mohr que impedían la salida del biogás y del lodo contenido en
el digestor en caso de sobrepresión .
El tapón de goma que actuaba de cierre, se encontraba
teflonado y parafinado para evitar fugas de biogás a través de
los orificios por donde se colocaban los tubos de vidrio indicados
anteriormente . Asimismo para asegurar un mejor ajuste entre la
goma y el vidrio en los bordes del matraz, se colocaba una capa
de parafina recubierta exteriormente por pasta de silicona ; de
esta manera se ha conseguido la ausencia total de fugas de biogás
hacía el exterior y la contaminación por oxígeno atmosférico .
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- 168 -
El sistema de agitación de los digestores que se ha
utilizado ha sido la agitación magnética . Para ello se colocó un
imán teflonado de 5 cm . de longitud en el interior de cada diges
tor antes de cerrarlo . El baño termostático en el que se han sumer
gido los digestores era de metacrilato, y en su parte exterior
e inferior se colocaban los correspondientes agitadores magnéticos
Selecta, modelo Agitamatic-242, con velocidad variable . De esta
forma se ha conseguido una perfecta agitación del contenido de
cada reactor .
Todos los agitadores se encontraban conectados a un
temporizador que permitía el paso de corriente durante 5 minutos
cada media hora . El objeto de esta agitación intermitente era do
ble : por una parte disponer de un sistema de agitación temporizado
y por otro lado alargar el funcionamiento de los agitadores, pues-
to que al tratarse de experimentos de larga duración hubiera sido
bastante difícil conseguir que los agitadores funcionaran ininte-
rrumpidamente .
7 .1 .2 .
SISTEMA DE MEDIDA Y ALMACENAMIENTO DE BIOGAS .
Para la medida y almacenamiento del volumen de biogás
producido, se ha utilizado un sistema formado por una bureta de
gases calibrada de 100 ml . de capacidad que se encontraba termosta
tizada a la temperatura de operación, y conectada a una botella
expansora de 250 ml . que actuaba como frasco de nivel .
Cuando la producción de biogás era elevada, o bien
ha sido necesario su almacenamiento durante un largo período de
tiempo (por las noches o fines de semana) se disponía de un siste
ma de almacenamiento conectado al sistema de medida, formado por
un matraz erlenmeyer de 2 .5 litros de capacidad, con su correspon-
diente frasco de nivel formado por un embudo de decantación de
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- 169 -
idéntico volumen, colocado en un plano superior con lo que se man-
tenía el sistema en sobrepresi6n para evitar la entrada de aire .
El matraz erlenmeyer se ha mantenido sumergido en un baño a lamisma temperatura que el digestor .
La medida del volumen de biogás almacenado se ha real¡zado trasvasándolo desde el sistema de almacenamiento a la buretacalibrada ; a continuación se medía el volumen a presión atmosféri
ca (por desplazamiento de una disolución) moviendo para ello el
frasco de nivel de la bureta hasta que él líquido alcanzaba el
mismo nivel . Una vez medido el volumen de biogás se expulsaba ala atmósfera a través de la llave de paso múltiple situada en la
parte superior de la bureta .
Entre el digestor y el sistema de medida y almacena-
miento de gases se ha situado una pieza intermedia de vidrio con
cabeza roscada en la que se colocaba un septum de 18 mm . de diáme
tro y 4 mm . de grueso, que permitía la toma de muestras de biogáspara el posterior análisis de su composición .
Para impedir la disolución de parte del C02 contenido
en el biogás, se utilizaba una solución de desplazamiento de compo
sición conocida (Lema y col ., 1981) con lo que se evitaba una pos¡ble falsificación de la composición .
Todas las conexiones entre el digestor, pieza interme-
dia, bureta, llave de paso y erlenmeyer de almacenamiento eran
mayoritariamente de vidrio capilar a fin de reducir al máximo elvolumen muerto de las conducciones . Las uniones de todas las pie-zas se han realizado con tubo de goma como el que se utilizó enlos digestores ; cada unión se aseguraba con pasta de silicona y
una arandela de cierre con lo que se obtenía un perfecto ajuste
entre la goma y el vidrio .
Para evitar enfriamientos en los digestores por cortes
de suministro eléctrico, se diseñó y construyó un equipo electróge
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no formado por una batería, un convertidor de corriente y unoscalefactores situados dentro de los baños, que entraban en funcio-namiento cuando se detectaba algún corte de suministro .
En las Figuras 7 .1 a 7 .3 se muestra una vista generalde la instalación, uno de los baños con los digestores y el equipoelectrógeno y por último uno de los sistemas de medida y almacena-miento de biogás .
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'Vütit
-170-
1%-
Figura 7 .1 . Aspecto general del equipo experimental .
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Yraser,_. . .
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Figura 7 .2 . Baño termostatizado con digestores,
Figura 7 .3 . Sistema de recogida y almacenamiento
sistema de agitación y calefacción .
del biogás .
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7 .2 . MATERIALES .
- 172 -
7 .2 .1 .
PREPARACION DE LAS MUESTRAS DE LODOS.
Los lodos utilizados en los experimentos procedían
de los espesadores de la planta depuradora de la ciudad de Alican-
te .
Para conseguir una buena agitación y homogeneización
del contenido de los reactores, ha sido necesario realizar un tami
zado previo del lodo para eliminar en lo posible la presencia de
pelos, hilos, hojas y otras partículas de gran tamaño que podrían
quedar retenidas en el imán teflonado colocado en el interior de
cada digestor . El tamizado se realizó con tamices de 2 mm . de luz .
Con el fin de disponer de muestras lo más uniformes
posible en los experimentos realizados en régimen semicontínuo,
se recogía el lodo tamizado en unos recipientes de 50 litros ; una
vez homogeneizado el contenido, se almacenaba en botellas de 2
litros que se congelaban hasta el momento de su uso, en que se
descongelaban a la temperatura de operación . El lodo que sobraba
para posteriores alimentaciones se mantenía en un frigorífico a
baja temperatura .
7 .2 .2 .
REACTIVOS PARA EL CALIBRADO DE GASES .
Metano (CH4 ) : suministrado por ALLTECH ASSOCIATES con un 100%
de pureza .
Dióxido de carbono (CO2 ) : suministrado por A .M .S .A . con un
99 .99% de pureza .
Nitrógeno (N,) suministrado por S .E .0 . con un 99 .99% de pureza .
Sulfuro de hidrógeno (SH2 ) obtenido en el laboratorio, a partir
de pirita y ácido clorhídrico .
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7.2.4 .
OTROS REACTIVOS .
Los reactivos empleados en el resto de los análisis
eran de las marcas PANREAC o MERCK con calidad para análisis .
7 .3 .
METODOS ANALITICOS .
- 173 -
7.3.1 .
VOLUMEN DE BIOGAS PRODUCIDO .
El biogás producido durante la digestión se almacenaba
en el sistema de medida y recogida de gases . El volumen se medía
por desplazamiento de una disolución salina ácida, en las buretas
calibradas y termostatizadas a la temperatura de operación, conec-
tadas a frascos de nivel abiertos, por lo que al igualar las altu-
ras del líquido de la bureta y del frasco de nivel, las medidas
se realizaban a presión atmosférica . La composición de la disolu-
ción de desplazamiento se presenta en el Apéndice 10 .1 .
7.2 .3 . REACTIVOS PARA EL CALIBRADO DE LOS ACIDOS VOLATILES .
Acido fórmico HCOOH MERCK AnálisisAcido acético CH3000H MERCK AnálisisAcido propiónico CH3CH2000H MERCK Análisis
Acido n-butírico CH3 (CH2 ) 2000H MERCK AnálisisAcido i-butírico CH3 (CH2 ) 2COOH MERCK Análisis
Acido n-valérico CH3 (CH2 ) 3000H MERCK Análisis
Acido i-valérico CH3 (CH2 ) 3COOH MERCK AnálisisAcido láctico CH3CHOH000H MERCK AnálisisAcido piválico (CH3 ) 3000OH MERCK AnálisisAcido oxálico HOOC COOH . 2 H20 PANREAC Análisis
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- 174 -
7 .3 .2 .
COMPOSICION DEL BIOGAS .
El análisis de la composición del biogás obtenido se
ha realizado por Cromatografía de Gases (gas-sólido), en un croma-
t6grafo de gases Shimadzu GC RlA provisto de detector de conducti
vidad térmica, con horno de dos columnas independientes, bloque
de inyección y controlado mediante un integrador Shimadzu RPR-G1 .
El gas portador utilizado fue Helio .
Para la determinación del contenido de CH4 , C02 , SH2
y aire (N2 + 02 ) se ha utilizado una columna de acero inoxidable
de 6 m . de longitud y (1/8)" de diámetro externo, rellena de Pora
pak Q (80 - 100 mesh) . El volumen de muestra inyectado era aproxi-
madamente de 1 ml, que se tomaba directamente en las piezas intér-
medias que estaban provistas de un septum, con una jeringa de ga-
ses con válvula de seguridad .
El calibrado se realizó con mezclas de gases de compo-
sición conocida . Los resultados se presentan en los Apéndices 10 .2
a 10 .4 .
Debido a que en los cromatogramas anteriores aparece
un pico único para el nitrógeno y oxígeno, con el fin de poder
la proporción relativa que había entre estos componen-
empleado periódicamente una columna de acero inoxidable
rellena de Tamiz
determinar
tes, se ha
de 2 m . de longitud y (1/8)" de diámetro externo,
Molecular (60 - 80 mesh) .
Las condiciones de operación en cada caso, así como
un cromatograma típico obtenido, se presentan en el Apéndice 10 .5 .
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Para realizar el calibrado, se han preparado mezclas
de gases CO 2 + CH4 , CO2+ N2 y CO2+ SH2 de composición conocida,
en una bureta análoga a la de un aparato de Orsat, con objeto de
calibrar la respuesta del cromatógrafo .
los porcentajes de cada uno de los componentes se han deducido me-
diante las siguientes expresiones :
- 17 5 -
y
x% N2 + 02 = 100
11 + x + - + z
y
1
y% CH4 = 100
11 + x + + z
y
1% CO2 = 100
11 + x + - + z
y
z% SH2 100
11 + x + + z
Si se denomina :
moles N2x a la relación (obtenida de la recta de calibrado) .
moles CO2moles CO2
y a la relación (moles CH4
moles SH2z a la relación 11 11 11 11 11 11
moles CO2
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7.3 .3 . pH.
-176-
La medida del pH se ha realizado en las muestras de
lodo extraídas periódicamente de cada digestor . Se utilizaba unelectrodo combinado de vidrio INGOLD U-455, conectado a un pH-me
tro CRISON 506 . La sensibilidad del aparato era de ± 0 .01 unidades
de pH . Antes de cada medida se ajustaba el aparato con tampones
de pH conocido .
7.3.4.
POTENCIAL REDOX .
Se ha utilizado un electrodo específico CRISON, conec-
tado a un pH-metro CRISON 506 . Igualmente antes de cada medida
se ajustaba el aparato con muestras de referencia de potencial
conocido .
7 .3 .5 .
ACIDOS VOLATILES .
La determinación de los ácidos acético, propi6nico,
n-butírico, i-butírico, n-valérico, i-valérico y láctico se ha
realizado por Cromatografía de Gases . Para ello se utilizó un cro
matógrafo Shimadzu GC RlA con detector de ionización de llama y
nitrógeno como gas portador . Se ha empleado una columna de acero
inoxidable de 2 m . de longitud, (1/8)" de diámetro externo, relle-
na de Porapak Q (80 - 100 mesh) .
El análisis cuantitativo se ha realizado por el método
del patrón interno ; para ello se escogió el ácido piválico (trime-
tilacético), que presentaba un tiempo de retención intermedio res-
pecto a los de los ácidos analizados .
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- 177 -
Las muestras de lodo extraídas de los digestores eran
centrifugadas a 13500xg durante 30 minutos ; el sobrenadante se
filtraba sobre discos de fibra de vidrio Whatman GF/C, obteniéndo
se un líquido transparente, en el que se determinó el contenido
en ácidos volátiles .
Los calibrados realizados y algunos detalles del análi
sis se presentan en los Apéndices 10 .6 a 10 .13 .
7 .3 .6 .
DEMANDA QUIMICA DE OXIGENO TOTAL (DQO) Y DE LA
FRACCION SOLUBLE (DQO)S .
La Demanda Química de Oxígeno representa la cantidad
de oxígeno (en mg/1) necesaria para oxidar la materia orgánica
presente en la muestra, por la acción del dicromato potásico en
medio ácido . La muestra se hierve a reflujo con cantidades conoci-
das de dicromato potásico y ácido sulfúrico, y el exc-eso de-diero-
mato se valora por retroceso con sulfato ferroso amónico . El méto-
do analítico que se ha seguido es el propuesto por Standard Me-
thods .
Para la determinación de la D .Q .O . total del lodo se
realizaba previamente una dilución de una muestra representativa .
El análisis de la D .Q .O . de la fracción soluble se realizaba en
el sobrenadante de una muestra centrifugada y filtrada como en
el caso de los ácidos volátiles .
Todos los análisis se han realizado por duplicado,
presentándose la media de los resultados obtenidos .
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7 .3 .7 .
SOLIDOS TOTALES Y SOLIDOS TOTALES VOLATILES .
Los sólidos totales volátiles se han determinado calci
nando a 550°°-C en un horno de mufla, el residuo seco obtenido a
105°°-C, hasta peso constante .
7 .4 .
- 178 -
Los sólidos totales se han determinado siguiendo las
normas propuestas en el Standard Methods . Se evaporaban varias
muestras de lodo en cápsulas de porcelana, en una estufa a 105°C
hasta peso constante .
PROCEDIMIENTO EXPERIMENTAL .
7.4.1 .
REACTORES DISCONTINUOS .
Los experimentos realizados en régimen discontínuo
se han llevado a cabo de la siguiente forma :
Inicialmente se ajustaba la temperatura del agua de
los baños y que circulaba a través de las camisas exteriores de
las buretas de gases, a la temperatura de operación elegida en
cada caso . A continuación se comprobaba la ausencia total de fugas
en el reactor y en el sistema de medida y almacenamiento de gas .
Una vez introducido en cada digestor un volumen conoci
do de lodo, se hacía pasar durante dos horas como mínimo, una co-
rriente de nitrógeno a través del digestor y sistema de medida
para eliminar el oxígeno que pudiera quedar retenido . La ausencia
de oxígeno se comprobaba por cromatografía de gases, y se cerraba
el digestor, conectándose el sistema de agitación intermitente .
Cuando ha sido necesario ajustar el pH se han añadido
pequeñas cantidades de hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluí
do .
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- 179 -
Durante los experimentos se han extraído sucesivas
muestras de lodo para su caracterización . El volumen extraído se
ha sustituído por agua destilada, manteniéndose constante el volu-men de reacción .
La duración de estos experimentos en régimen discontí-
nuo ha sido variable, dependiendo del tiempo que tardase en desapa
recer la producción de biogás .
7.4.2.
REACTORES SEMICONTINUOS .
Los experimentos realizados en régimen semicontínuo
con diferentes tiempos de residencia, se han desarrollado en equi-
pos idénticos a los descritos en el caso de reactores discontínuos .
La puesta en marcha y purga del digestor es similar a la presenta-
da con anterioridad .
En función del tiempo de residencia elegido para cada
digestor (5, 7, 10, 15, 20 y 25 días respectivamente) se ha reali-
zado diariamente la extracción de la parte correspondiente de lodo
parcialmente digerido, y la alimentación de la misma cantidad de
lodo fresco . Esta operación se llevaba a cabo a través del tubo
de goma pinzado que había en cada digestor, una vez conectada la
agitación y en condiciones anaerobias para evitar la contaminación
del reactor .
Cuando se extraía una muestra de lodo del reactor se
determinaba su pH y potencial redox, almacenándose para su poste-
rior análisis . De esta forma cuando ha sido necesario ajustar el
pH, se ha introducido hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluí-
do junto con el alimento .
Algunos experimentos se han comenzado en régimen dis-
contínuo, hasta que se alcanzó la etapa de máxima velocidad de
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producción de biogás, que correspondía a una mayor población de
microorganismos . A partir de ese momento se comenzó la alimenta-
ción diaria del digestor en función de su tiempo de residencia .
No obstante otros experimentos se iniciaron en régimen
diaria desde el principio ; debido
era muy pequeña, la duración de es-
semicontínuo con alimentación
a que la población bacteriana
tos experimentos fue superior .
- 180 -
Por tratarse de reactores que funcionaban en
semicontínuo, su estado de funcionamiento es
nario . Se ha considerado que los reactores
seudoestacionario cuando se observaba una
por ciclo alimentación-reacción-extracción,
tante y con una composición constante .
régimen
en régimen no estacio
alcanzaban el régimen
producción de biogás
aproximadamente cons-
Para poder estudiar la transición desde un régimen
seudoestacionario a otro, se ha cambiado la alimentación de un
digestor que había alcanzado su estado seudoestacionario, a otra
alimentación correspondiente a un tiempo de residencia diferente .
De esta forma se ha podido seguir la transición y disponer de una
población de microorganismos suficiente para acortar el período
de adaptación hasta el nuevo régimen seudoestacionario .
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R E S U L T A D O S
Y
D I S C U S 1 0 N
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En este apartado se presentan y discuten los resulta-
dos experimentales obtenidos . La programación de los experimentos
se ha realizado en función de los resultados obtenidos anteriormen
te .
- En primer lugar se realizaron tres experimentos de
fermentación anaerobia de lodos en reactores discontínuos, donde
se determinó el volumen de biogás producido . Estos experimentos
constituyen los denominados en esta memoria como experimentos pre-
vios : Pl, P2 y P3 . Estos experimentos se cortaron a los 26 - 30
días de operación, porque la producción de biogás decrecía sensi-
blemente durante los últimos días .
- Ya que la producción global de biogás en los experi-
mentos previos era pequeña en comparación con otros datos biblio-
gráficos, se decidió realizar dos experimentos a 35°°-C con una dura
ción de 90 días (experimentos D1 y D2) . En ellos se determinó el
volumen de gas producido diariamente . Se observaron unos ciclos
en la producción de metano que no se podían justificar con los
resultados presentados en la bibliografía . Se ha determinado la
cinética global del proceso considerando los datos de producción
de metano a partir de los 17 días . Como se deduce de los experimen
tos posteriores, la producción de metano durante los primeros 17
días de operación corresponde al consumo de ácidos volátiles, fun-
damentalmente ácido acético .
- Con objeto de determinar las causas de la presencia
de los ciclos en la producción de metano, se decidió realizar dos
nuevos experimentos en fermentadores discontínuos a 35°°-C, con una
duración de 125 días (experimentos D3 y D4) . En ellos se analizó
además de la producción de metano, la concentración de los ácidos
volátiles . Ello ha permitido justificar la presencia de ciclos
en la producción de metano . También en este caso se ha determinado
la cinética de producción de metano desde el día 14 hasta el día
125 .
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-182-
- Para poder asegurar la discusión presentada en los
experimentos anteriores, se necesitaba analizar la materia orgáni-
ca solubilizada (DQO soluble), además de seguir la evolución de
la producción de metano y la concentración de ácidos volátiles .
Se realizaron dos experimentos a 32 .5°°-C, ya que es la temperatura
a la que se encuentran los digestores de la planta depuradora de
Alicante . Para realizar éstos (experimentos D5 y D6), se utilizó
lodo sin congelar y lodo congelado, con una duración de 330 y 175
días respectivamente . También en este caso se ha realizado un estudio cinético de la producción de metano desde el día 15-20 hasta
el día 265-167 .
- Se han desarrollado seis experimentos de digestión
de lodos en reactores que funcionaban en régimen semicontínuo .
La duración total de todos estos experimentos (S1, S2, S3, S4,
S5, S6) ha sido de 838 días . Se ha controlado la producción de
metano, materia orgánica solubilizada (DQO soluble) y concentra-
ción de ácidos volátiles . Asimismo se presenta un amplio estudio
cinético .
- En la última sección se presenta una discusión glo-
bal sobre la producción de metano, las etapas controlantes del
proceso y la cinética del mismo .
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8 .1 .
EXPERIMENTOS PREVIOS.
- 183 -
Los primeros experimentos de fermentación anaerobia
de lodos en régimen discontínuo, se realizaron a las temperaturas
de 30°°-C (dos experimentos : Pl y P2) y 40°C (un experimento : P3) .
En todos ellos se ha determinado diariamente el volumen de biogás
producido, su composición y el pH del medio, que se mantenía pr6xí
mo a 7 . Unicamente en los primeros días de operación fue necesaria
la adición de hidróxido cálcico para mantener el pH superior a
6 .2 .
En las Tablas 8 .1 a 8 .3 se presentan para cada uno
de los experimentos :
- Condiciones de operación .
- Características del lodo inicial y final .
- Producción de metano .
- Rango de variación de la composición del biogás .
En las Figuras 8 .1 a 8 .3 se ha representado la evolu-
ción, con el tiempo de digestión, de la producción de metano obte-
nido por unidad de volumen de reacción (determinado a la temperatu
ra de operación y presión atmosférica), para cada uno de los expe-
rimentos .
En las Figuras 8 .4 a 8 .6 se representa la variación
del % CH4 y del % C0 2 en el biogás, durante el tiempo de digestión .
En los Apéndices 10 .14 a 10 .16 se detallan diariamente
los valores de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y la produc-
ción de metano obtenida .
Se observó que en los primeros 5 a 8 días de opera-
ción, el porcentaje de SH2 en el biogás, alcanzaba en ocasiones
hasta un 0 .8 % . Posteriormente este porcentaje disminuyó hasta
límites indetectables .
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- 184 -
TABLA 8.1 . EXPERIMENTO Pl - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
* RESULTADOS *
V /V = 0 .901CH4 reac .
(S .T .) = 70 .40 g/1f
(S .T .V .) = 37 .24 g/1f
(1 CH4 )/(g STVo ) = 0 .0174 (en condic . operac .)
Rango de variación del % CH4 = 40 - 70 a partir de 10 días
Rango de variación del % C02 = 23 "- 34
Rango de variación del % SH2 < 0 .4
Reducción de volátiles STV = 28 .27
* CONDICIONES DE OPERACION
Temperatura = 30 2C
Volumen de reacción = 3 litros
Duración = 26 días
(S .T .) = 84 .70 g/10
(S .T .V .) = 51 .92 g/10
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0.90
0.80
0.70
0.60
0.50
0.40
0.30
020
0.10
1 V CH4 1 V reac
0
- 185 -
EXPERIMENTO PREVIO P 1V CH4 / V reac
í 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1
( dlaS )
25
Figura 8 . 1 .
Evolución de la producción de CH .4 . Experimento P1 .
30
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- 186 -
TABLA 8 .2 . EXPERIMENTO P2 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
CONDICIONES DE OPERACION
* RESULTADOS *
VCH4/Vreac . a 26 días = 0 .992
(S .T .) = 73 .70 g/1f
(S .T .V .) = 38 .18 g/1f
(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .0179 (en cond . oper .)
Rango de variación del % CH4 = 58 - 83 a partir de 10 días
Rango de variación del % C02 = 7 "- 17
Rango de variación del % SH2 < 0 .8
Reducción de volátiles STV = 31 .06 %
Temperatura = 30 °°-C
Volumen de reacción = 0 .45 litros
Duración = 26 días
(S .T .) = 90 .20 g/10
(S .T .V .) = 55 .38 g/10
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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0.90
0.80
0.70
0.60
0.50
0.40
0.30
0.20
0.10
0
V CH4 1 V reac
- 187 -
EXPERIMENTO PREVIO P2VCH4/Vreac
t ( dias ?
25
Figura 8 . 2 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento P2 .
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- 188 -
TABLA 8.3. EXPERIMENTO P3 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
Temperatura
Volumen de reacción
Duración
(S .T .) 0(S . T . V .)
0
CONDICIONES DE OPERACION
40 °C
3 litros
30 días
34 .10 g/1
22 .44 g/1
* RESULTADOS *
VCH/Vreac . a 30 días = 0 .6754
(S .T .) f = 22 .00 g/1
(S .T .V .) f = 13 .16 g/1
(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .0301 (en cond . oper .)
Rango de variación del % CH4 = 40 - 68 a partir de 10 días
Rango de variación del % C02 = 23 - 41
Rango de variación del % SH2 < 0 .7
Reducción de volátiles STV = 41 .35
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0.70 V CH4 1 V reac
0.60
0.50
0.40
0.30
0.20
0.10
- 189 -
EXPERIMENTO PREVIO P3V CH4 / V reas
1t
ta l
i
I
I
i
i
I
i
i10 15 20 25 30
t ( dias ?Figura 8. 3. Evolución de la producción de CH4. Experimento P3 .
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- 190 -
EXPERIMENTO PREVIO P 1COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
----- % C02
t ( dias )Figura 8 .4 . Composición del biogás . Experimento P1 .
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70
60
50
40
30
20
10
OL0
i.irrr- rrrir
EXPERIMENTO PREVIO P2COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
----- % C02
1 .
1
Y
1
1
1.1_1-. 1
1- -1
1.
1-
1
L 1
1- 1
i
i
1
1
1
1
15 10 15 20 25 30
t(dias)Figura 8 .5 . Composición del biogás . Experimento P2 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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70
60
50
40
30
20
10
tirUf
EXPERIMENTO PREVIO P3COMPOSICION DEL BIOGAS
°Jo CH4
----- % C02
- 192 -
w Jv
1 1 a I 1 1 1 1 I 1 1 1 1 I 1 1 í 1 I 1 1 > > I 1 1 1 1 I
5 10 15 20 25 30
t ( dias )Figura 8.6 . Composición del biogás . Experimento P3.
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- 194 -
8 .2 .
EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO A 35°°-C .
Una vez realizados los experimentos previos en donde
se obtenía una baja producción de metano, se desarrollaron 4 nue-
vos experimentos de larga duración, asimismo en régimen discontí
nuo, a la temperatura de 35°°-C . En los dos primeros (experimentos
Dl y D2) se determinó la variación del volumen de metano obtenido
por unidad de volumen de reacción, con el tiempo de digestión .
En los dos siguientes (experimentos : D3 y D4) se determinó además
la variación de la concentración de los ácidos volátiles .
Posteriormente, los resultados obtenidos de la produc-
ción de metano, se ajustaron a modelos cinéticos .
A continuación se presentan y comentan todos los resul
tados y ajustes obtenidos .
8 .2 .1 .
VARIACION DEL VOLUMEN DE METANO CON EL TIEMPO DE
DIGESTION (EXPERIMENTOS Dl y D2) .
8 .2 .1 .1 .
Resultados experimentales .
Se han desarrollado dos experimentos en régimen discon
tínuo, a la temperatura de 35°°-C, en reactores de diferente volumen :
3 litros (experimento Dl) y 0 .45 litros (experimento D2) .
El objetivo era estudiar la evolución de la producción
de metano, para lo cual se ha controlado diariamente el volumen
y la composición del biogás producido .
En las Tablas 8 .4 y 8 .5 se presentan para cada uno
de los experimentos :
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-195-
- Condiciones de operación .
- Características del lodo inicial y final .
- Producción de metano .
- Rango de variación de la composición del biogás .
En las Figuras 8 .7 y 8 .8 se ha representado la evolu-
ción de la producción de metano obtenido por unidad de volumen
de reacción (determinado en las condiciones de operación), en fun
ción del tiempo de digestión, para cada experimento . A la vista
de las figuras, se observan unos aumentos y disminuciones sucesi-
vas en la producción de metano .
En las Figuras 8 .9 y 8 .10 se representa la variación
del % CH4 y del % C02 en el biogás, a lo largo del tiempo de diges
tión .
Unicamente en los diez primeros días se alcanzaron
porcentajes de SH2 superiores al 1% . Posteriormente disminuyó has-
ta límites indetectables .
En los Apéndices 10 .17 y 10 .18 se detallan diariamente
los valores de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y la produc-
ción de biogás obtenida .
j' ¿\EN C
/O~ VQ suU
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- 196 -
TABLA 8 .4 . EXPERIMENTO D1 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
* CONDICIONES DE OPERACION
* RESULTADOS *
VCH4/V a 90 díasreac . = 8 .238
(S .T .) f = 48 .40 g/1
(S .T .V .) f = 13 .84 g/1
(D .Q .O . total) = 23690 mg/1f
(D .B .O . total) = 1135 mg/1f
(1 CH4 )/(g STVO ) 0 .235 (en condic . operac .
(1 CH4 )/(g DQO0 ) 0 .195 11
Rango de variación del % CH4 60 - 78 a partir de 10 días
Rango de variación del % CO2 21 "- 37
Rango de variación del % SH2 0 .5
Reducción de volátiles STV = 60 .56
Temperatura
Volumen de reacción
Duración
35 °C
3 litros
90 días
(S .T .) 80 .30 g/10(S .T .V .) 35 .09 g/10
(D .Q .O . total) 42150 mg/10
(D .B .O . total) 9000 mg/10
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9 V CHA / V reac
8
7
6
5
4
3
2
0
- 197 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D 1V CH4 / V reac
0 10 20 30 40 50 60 70
t ( dias )
80 90
Figura 8 .7. Evolución de la producción de CH4 . Experimento Dl .
100
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 198 -
TABLA 8 .5. EXPERIMENTO D2 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
* RESULTADOS *
VCH4/Vreac . a 90 días = 7 .833
(S .T .) = 62 .70 g/1f
(S .T .V .) = 19 .63 g/1f
(D .Q .O . total) = 29380 mg/1f
(D .B .O . total) = 2900 mg/1f
(1 CH4 )/(g STVO ) = 0 .189 (en condic . operac .)
(1 CH4 )/(g DQO0 ) = 0 .186 "
Rango de variación del % CH4 = 55 - 79 a partir de 10 días
Rango de variación del % CO2 = 18 "- 30
Rango de variación del % SH2 < 0 .6
Reducción de volátiles STV = 52 .62
* CONDICIONES DE OPERACION
Temperatura = 35 °C
Volumen de reacción = 0 .45 litros
Duración = 90 días
(S .T .) = 94 .60 g/10
(S .T .V .) = 41 .43 g/10
(D .Q .O . total) = 42150 mg/10
(D .B .O . total) = 9000 mg/10
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8 V CH4 / V reac
7
6
5
4
3
2
O
- 199 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D2V CH4 / V reac
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
t ( dias )Figura 8 .8 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D2 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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80-
70
60
50
40
30
20
10
0
EXPERIMENTO DISCONTINUO D 1COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
----- % C02
- 200 -
1
1
a
1
1
1
i
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
10 10 20 30 40 50 60 70 80 90
t { dias )Figura 8 .9 . Composición del biogás . Experimento D1 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 201 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D2COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
...... . .. . % C02
t ( dias )
Figura 8 .10. Composición del biogás . Experimento D2 .
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8.2 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .
De acuerdo con las Figuras 8 .7 y 8 .8 se pueden diferen
ciar dos . tramos en la curva de producción de metano . El primer
se' extiende desde el comienzo hasta los 17 primeros días
se comprobará en los experimentos D3 y D4,la producción de
fundamentalmente con
extiende desde
mayoritario en
tramo
(como
metano de este tramo se puede relacionar
consumo del ácido acético) . El segundo tramo se
el día 17 hasta el 90, y representa el porcentaje
la producción de metano .
Un modelo cinético al que se ajustan satisfactoriamen-
te los resultados experimentales correspondientes al segundo tramo
(a partir de los 17 días), es el siguiente :
la
=
pm
(
S/So)
Admitiendo unos coeficientes de rendimiento constantes
entre el consumo de sustrato, la formación de microorganismos
la producción de metano, la velocidad específica de crecimiento
se puede escribir como :
u
- 202 -
1
d V*
V*d t
tener a tiempo infinito .
el
(8 .2)
y
donde V* es el volumen de metano por unidad de volumen de reacción
El cociente (S/S ), es decir (concentración de sustra-
to sin digerir/concentración de sustrato inicial) se puede escri-
bir como :
V
- V( S/S ) _
OD(8 .3)o
VoD
donde
V*
representa el volumen de metano máximo que se puede obao
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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se obtiene la ecuación :
La ecuación (8 .4) se puede integrar a partir de un
valor de volumen de metano inicial (Vo ) equivalente a una concen
traci6n de microorganismos a tiempo cero .
Mediante un programa Simplex modificado, se han deter-
minado para cada experimento, los valores óptimos de Vo , VOD y p m .
La función objetivo (F .O .) a minimizar ha sido
El coeficiente de variación se define como :
C . V .
- 203 -
Sustituyendo las relaciones (8 .2) y (8 .3) en (8 .1)
V * - V*d V*
coV*
(8.4)d t
m
V*00
(F .0 .)
1/2
n°- ptos - n° param .
V *medio
2( Vcalc - Vexp ) .
En las Tablas 8 .6 y 8 .7 se presentan los datos del
ajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experímen-
tos D1 y D2 respectivamente .
En las Figuras 8 .11 y 8 .12 se representan los valores
experimentales y calculados del ajuste, para cada experimento .
En los Apéndices 10 .19 y 10 .20 se incluyen las tablas
de valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .
El modelo cinético indicado por la ecuación (8 .4) es
equivalente al modelo de Chen y Hashimoto cuando el valor de la
constante adimensional K es igual a 1 .
De acuerdo con el modelo cinético propuesto (ecuación
de microorganismos es proporcio-
queda sin digerir en cada instan
8 .1), la velocidad de crecimiento
nal a la cantidad de sustrato que
te .
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T
N°-
valInter
Veloc
(VCH4
FuncióCoefi
condiciones de operación
BLA 8.6-. EXPERIMENTO D 1 AJUSTE C NÉTICO.
ores ajustados = 74
alo de tiempo (días) = 17 - 90
dad específica máxima (pm ) (días-1 ) = 0 .1547
/ Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .0288
inicial de mícroorganismos (*)
Vreac .) infinito (*) = 7 .062
n Objetivo = 3 .181
iente de Variación ( % ) = 5 .0
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 20 5 -
EXPERIMENTO D 1 - AJUSTE CINETICOPROD. CH4 EXPER. Y CALC.
EXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
( Cil3S )
Figura 8 .11 . Ajuste de la producción de CH4 . Experimento Dl .
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TABLA 8 .7 .
EXPERIMENTO
D2 -
AJUSTE
CINETICO .
( * ) condiciones de operación
N° valores ajustados = 74
Intervalo de tiempo (días) = 17 - 90
Velocidad específica máxima (pm) (días-1) -_ 0 .0928
(VCH / Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .09704
inicial de microorganismos
(VCH / Vreac .) infinito (*) = 7 .6214
Función Objetivo = 1 .378
Coeficiente de Variación ( % ) = 3 .3
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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EXPERIMENTO D2 - AJUSTE CINETICOPROD. CH4 EXPER. Y CALC.
EXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
- 207 -
t ( dias )Figura 8 .12 . Ajuste de la producción de CH4. Experimento D2 .
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- 208 -
8.2 .2. VARIACION DEL VOLUMEN DE METANO Y CONCENTRACION
DE ÁCIDOS VOLÁTILES CON EL TIEMPO DE DIGESTION
(EXPERIMENTOS D3 Y D4) .
8.2 .2 .1 .
Resultados experimentales .
Se han realizado dos experimentos con dos reactores
discontínuos de 1 litro de capacidad, a la temperatura de 35°°-C .
La duración de los mismos ha sido de 125 días . El pH se ha manten¡
do entre 6 .5 y 7 .2 en cada uno de los reactores, por lo que en
ocasiones ha sido necesaria la adición de pequeñas cantidades de
hidróxido cálcico o ácido clorhídrico diluído . Diariamente se han
tomado datos de producción y composición del biogás .
En las Tablas 8 .8 y 8 .9 se presentan para cada uno
de los experimentos :
- Condiciones de operación .
- Características del lodo inicial y final .
- Producción de metano .
- Rango de variación de la composición del biogás .
- Concentración de ácidos volátiles en el lodo inicial y final .
En las Figuras 8 .13 y 8 .14 se representa la evolución
de la producción de metano obtenido por unidad de volumen de reac-
ción (determinado en las condiciones de operación), con el tiempo
de digestión para cada uno de los experimentos . Pueden observarse
también en estos casos, la presencia de ciclos en la producción
de metano . Hay una primera fase con un aumento exponencial en la
producción, seguida de un decrecimiento ; posteriormente aparece
de nuevo otro período con un aumento y una disminución en la velo-
cidad de producción .
Se ha desarrollado un modelo matemático que tiene en
cuenta el efecto de la dilución del reactor al extraer las mues-
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- 209 -
tras de lodo para su caracterización . Por ello en las Figuras 8 .13
y 8 .14 se ha representado con línea discontínua, la producción
de metano máxima que se hubiera obtenido de no producirse la dilu-
ción, considerando que ésta no afecta sensiblemente a la cinética
global del proceso .
En las Figuras 8 .15 y 8 .16 se ha representado la varia
ci6n del % CH4 y del % C02 contenido en el biogás, a lo largo del
tiempo de digestión .
En los Apéndices 10 .21 y 10 .22 se detallan los valores
diarios de composición del biogás (% CH4 y % C02 ), la producción
de metano obtenida experimentalmente y la producción máxima que
se obtendría en el caso de no haber realizado la dilución .
Para poder interpretar los ciclos en la producción
de metano, se ha estudiado la evolución de la concentración de
los ácidos volátiles : ácido acético, ácido propiónico, ácido n-bu
tírico, ácido ¡so-butírico, ácido n-valérico, ácido íso-valérico
y ácido láctico . Para ello se realizaron periódicas extracciones
de muestras de lodo para su análisis, reemplazando el mismo volu-
men con agua destilada .
Para cada uno de los experimentos D3 y D4 se han repre
sentado las concentraciones de ácidos volátiles, en las muestras
extraídas periódicamente . Las Figuras que les corresponden son
las siguientes :
Figura 8 .17 : Acido acético . Experimento D3 .
Figura 8 .18 : Acido propiónico . Experimento D3 .
Figura 8 .19 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D3.
Figura 8 .20 : Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D3 .
Figura 8 .21 : Acido acético . Experimento D4 .
Figura 8 .22 : Acido propiónico . Experimento D4 .
Figura 8 .23 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D4 .
Figura 8 .24 : Acidos n-valérico e ¡so-valérico . Experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 210 -
En los Apéndices 10 .23 y 10 .24 se presentan tabulados
los valores de las concentraciones de los ácidos volátiles determi
nados en cada experimento .
A la vista de los resultados de los ácidos volátiles,
se puede observar lo siguiente :
La concentración del ácido acético aumenta ligeramente
durante los primeros días (desde 1711 mg/1 hasta 2123 mg/1 para
el experimento D3 y hasta 2254 mg/1 para el experimento D4), y
posteriormente decrece, hasta prácticamente desaparecer en el día
14, para ambos experimentos . En ese día, la producción de metano
ha disminuído considerablemente respecto a la de los días anterio-
res . Posteriormente, aumenta la concentración de ácido acético,
pero manteniéndose en niveles más bajos que la correspondiente
a la concentración inicial . En el día 25, la concentración de áci-
do acético vuelve a hacerse del orden de 967 mg/1 para el experi-
mento D3 y 676 mg/1 para el experimento D4 . En ese día se empieza
a observar un aumento en la producción de metano . En los días pos-
teriores la concentración de ácido acético se mantiene en niveles
bajos .
La concentración de ácido propiónico en el experimento
D3 se mantiene prácticamente constante, salvo en la segunda parte
del proceso . En el experimento D4, se ha observado un cambio brus
co en la concentración de este ácido, manteniéndose por término
medio en concentraciones elevadas, del mismo orden que en el expe-
rimento D3 .
El ácido n-butírico presenta una variación similar
en los dos experimentos, con unos valores próximos a 500 mg/1 du-
rante los primeros 30 días de operación, para aumentar a continua
ción, con algún cambio brusco . El ácido ¡so-butírico desaparece
prácticamente en el día 25 para el experimento D3 y en el día 30
para el experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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La concentración de ácido n-valérico se mantiene en
niveles ligeramente superiores al del lodo inicial . El ácido iso-
valérico desaparece en el día 45 y 63 para los experimentos D3
y D4 respectivamente .
De cuanto antecede, se deduce que los ciclos en la
producción de metano, se pueden explicar cualitativamente en base
a la concentración de los ácidos volátiles determinados, y concre-
tamente del ácido acético .
Por tanto, durante los primeros días tiene lugar la
degradación de parte de los ácidos volátiles (fundamentalmente
ácido acético) presentes inicialmente en el lodo, y formados duran
te los primeros días debido probablemente a la hidrólisis rápida
de la fracción más fácilmente degradable del lodo . Posteriormente
y desarrollados los microorganismos metanógenos, el ácido acético
se degrada a metano y dióxido de carbono . Cuando este ácido ha
desaparecido totalmente, la producción de metano disminuye conside
rablemente .
Posteriormente se desarrolla un proceso de solubiliza-
ción e hidrólisis de la fracción más difícilmente degradable del
lodo, hasta la formación de ácidos volátiles, y por tanto aumenta
la concentración de ácido acético . Probablemente la población
metan6genos ya formada, impide que la concentración de ácido acéti
co sea elevada, degradándolo rápidamente .
En consecuencia el primer ciclo de producción de meta-
no se debe fundamentalmente a la degradación del ácido acético
inicial presente en el lodo, y el segundo ciclo, a la etapa de
solubilizaci6n e hidrólisis de la fracción sólida del lodo, llegan
do a ser la etapa controlante del proceso de formación de metano .
De esta forma es posible separar la fracción de metano que se pue-
de obtener a partir del ácido acético alimentado y de la fracción
fácilmente solubilizable, de áquel que se produce a partir de la
fracción correspondiente a una digestión más lenta del lodo a tra-
vés de la etapa hidrolítica .
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- 212 -
TABLA 8 .8. EXPERIMENTO D3 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
* CONDICIONES DE OPERACION
Temperatura = 35 °C
Volumen de reacción = 1 litro
Duración = 125 días
(S .T .) = 71 .50 g/10
(S .T .V .) = 44 .62 g/10
(D .Q .O . total) = 73100 mg/10(D .Q .O . soluble) = 11300 mg/10
lac . acéticol = 1711 mg/10
lac . propi6nicol = 2003 mg/10
lac . n-butíricol 0 = 554 mg/1
lac . i-butíricol 0 = 895 mg/1
lac . n-valéricoj 0 = 463 mg/1
lac . i-valéricol 0 = 210 mg/1
* RESULTADOS *
VCH4/Vreac . a 125 días = 6 .321 (sin corregir dilución)
7 .649 (corregida la dilución)
(S .T .) = 42 .90 g/1f
(S .T .V .) f = 17 .42 g/1
(D .Q .O . total) f = 30660 mg/1
(D .Q .O . soluble) = 8680 mg/1f
(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .142 (en condic . operac .)
(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .086
+ac . acéticol f 55 mg/1
lac . propiónicol f 553 mg/1
yac . n-butirico! 409 mg/1f
lac . n-valérícol f 495 mg/1
Rango de variación del % CH4 = 75 - 79 a partir de 10 días
Rango de variación del % CO2 = 15 "- 25
Rango de variación del % SH2 < 0 .5
Reducción de volátiles STV = 60 .96 %
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 21 3 -
EXPERIMENTO D3PRODUCCION DE METANO
SIN DILUCION
...... . . . . CON DILUCION
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( días )Figura 8 .13 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D3.
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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TABLA 8 .9 . EXPERIMENTO D4 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
CONDICIONES DE OPERACION
- 214 -
V /V a 125 días = 5 .187 (sin corregir dilución)CH4 reac .6 .310 (corregida la dilución)
(S .T .) = 46 .42 g/1f
(S .T .V .) f = 20 .29 g/1
(D .Q .O . total) = 40075 mg/1f
(D .Q .O . soluble) f = 11250 mg/1
(1 CH4)/(g STVo ) 0 .116 (en condic . operac .)
(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .071 11
lac . acético¡ 278 mg/1f
lac . propiónico' f 1726 mg/1
lac . n-butíricol f 352 mg/1
lac . n-valéricol f 960 mg/1
Rango de variación del % CH4 = 65 - 77 a partir de 10 días
Rango de variación del % CO2 = 12 "- 30
Rango de variación del % SH2 < 0 .6
Reducción de volátiles STV = 54 .53
Temperatura 35 °C
Volumen de reacción 1 litro
Duración 125 días
(S .T .) 71 .50 g/1o
(S .T .V .) 44 .62 g/10(D .Q .O . total) 73100 mg/1
(D .Q .O . soluble) 11300 mg/1
lac . acético) 1711 mg/10
lac . propi6nicol 2003 mg/10lac . n-butiricol 554 mg/10lac . i-butírico( 895 mg/1
0i ac . n-valérico ¡ 463 mg/10lac . i-valérico 210 mg/10
RESULTADOS
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 21 5 -
EXPERIMENTO D4PRODUCCION DE METANO
SIN DILUCION
..... . . . . . CON DILUCION
t ( dias )
Figura 8 .14 . Evolución de la producción de CH . Experimento D4.4
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
70
60
50
40
30
20
10
. r, f 111 \.~
"
i
v
- 216 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D3COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
...... . . . . % C02
t ( dias )
0 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
Figura 8 .15. Composición del biogás . Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
70
60
50
40
30
20
10
EXPERIMENTO DISCONTINUO D4COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
..... . . . . . % C02
- 217 -
0 1 1 1 k -- ¡ 1 I 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 L-1 1 1 I 1 I al0 10 20 30 40 50 60 70 BO 90 100 110 120 130
( dias )Figura 8 .16 . Composición del biogás . Experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2500
2000
1500
1000
500
r
p
- 218 -
EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - ACETICO -
0 1111 11 111 ¿í, 11 1111111111111 Y 10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( dias )Figura 8 .17 . Acido Acético . Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2500
1500
1000
500
- 21 9 -
EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO -
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( dias
Figura 8 .18. Acido Propiónico . Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
1000
800
400
200
--$-- n BUTIRICO
--p-- i BUTIRICO
ppm
iVA
1t11fS1
600
t1
EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES - n/i BUTIRICO
fS111111Ii1I1i111111
S1
1I1
- 220 -
1 I 1 1 1 I 1 1 a 1 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1
10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( dias f
Figura 8.19 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
1000
800
600
400
200
0
- 22 1 -
EXPERIMENTO D3ACIDOS VOLATILES -- n/i VALERICO
-~5 - n VALERICO
--Q-- i VALERICO
tt
0
10
20
30
40" 50
60
70
80
90
100 110 120 130
t t dias )Figura 8 .20 . Acidos n-Valérico e ¡so-Valérico . Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2500
2000
1500
1000
500
Mm
- 222 -
EXPERIMENTO D4ACIDOS VOLATILES - ACETICO -
ie
0 1 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I 1 I 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I 1 I0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( dias )Figura 8.21 . Acido Acético . Experimento D4.
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2500
1500
1000
500
EXPERIMENTO D4ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO --
n
3000
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
- 223 -
t ( diasFigura 8.22 . Acido Propiónico . Experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
1500
1000
500
0
- 224 -
EXPERIMENTO D4AC 1DOS VOLATILES - n/i BUTIRICO
-$- n BUTIRICO
--&- i BUTIRICO
'A 11
1111111111111111111
0 10 20 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t í diasFigura 8 .23 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
1500
1000
500
0O
- 225 -
EXPERIMENTO D4ACIDOS VOLATILES - n/i VALERICO
--$- n VALERICO
--©-- i VALERICO
n
79
t ( dias
Figura 8 .24 . Acidos n-Valérico e ¡so-Valérico . Experimento D4 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 227 -
8 .2 .2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .
Siguiendo el mismo procedimiento descrito en la sección
8 .2 .1 .2 . se han ajustado los valores de producción de metano para
los experimentos D3 y D4 .
En las Tablas 8 .10 y 8 .11 se presentan los datos del
ajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experimen-
tos D3 y D4 respectivamente .
En las Figuras 8 .25 y 8 .26 se representan los valores
experimentales y calculados del ajuste, para cadá experimento .
En los Apéndices 10 .25 y 10 .26 se incluyen las tablas
de valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .
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TABLA 8.10 .
EXPERIMENTO
D 3 -
AJUSTE
CINÉTICO .
( * ) condiciones de operación
N°- valores ajustados = 112
Intervalo de tiempo (días) = 14 - 125
Velocidad específica máxima (p m ) (días-1 ) = 0 .0857
(VCH / Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .43194
inicial de microorganismos (*)
(VCH / Vreac .) infinito (*) = 5 .5894
Función Objetivo = 3 .464
Coeficiente de Variación ( % ) = 3 .5
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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EXPERIMENTO D3 -- AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADA
v CH4 1 v reac71
EXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
- 229 -
---------------
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1 ,
1
1
1
1
1
1
10 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( diasFigura 8 .25.
Ajuste de la producción de CH 4.
Experimento D3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
TABLA 8 . 11 .
EXPERDÍENTO
D 4 -
AJUSTE
CINÉTICO .
) condiciones de operación
N° valores ajustados = 112
Intervalo de tiempo (días) = 14 - 125
Velocidad específica máxima (Fi-) (días-1 ) = 0 .1203
(VCH4 / Vreac .) equivalente a una concentración 0 .0804
inicial de microorganismos (*)
(VCH4 / Vreac .) infinito (*) = 4 .632
Función Objetivo = 0 .783
Coeficiente de Variación ( % ) = 2 .8
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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V
0
- 231-
EXPERIMENTO D4 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADAEXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
/ V reac
n
--------------
0 10 20 30 40 50 60 70 80
t ( dias )
90 100 110 120 130
Figura 8 .26 . Ajuste de la producción de CH . Experimento D4 .4
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 233 -
8 .3 .
EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO Y SEMICONTINUO A 32.5 °C .
Una vez realizados los experimentos en régimen discon-
tínuo a la temperatura de 35°°-C, se desarrolló una serie de experi-
mentos en régimen discontínuo y semicontínuo a la temperatura de
32 .5°°-C, por tratarse de la temperatura de operación en la planta
depuradora de Alicante .
Un primer problema se planteó al tener que disponer
de una muestra de lodos suficientemente representativa y homogénea
con el fin de poder alimentar una suspensión lo más próxima a la
realidad de la planta . Para ello se ha dispuesto de un volumen
de lodos próximo a los 100 litros, que previamente homogeneizado,
se almacenó congelado en recipientes de 2 litros hasta el momento
de su uso, garantizándose de esta forma una uniformidad en los
lodos alimentados a los reactores semicontínuos .
Con el fin de poder conocer la producción máxima de
metano, y obtener datos cinéticos, se pusieron en marcha dos expe-
rimentos en régimen discontínuo ; en uno de los digestores se utili
zó lodo sin congelar, y en el otro lodo congelado . El objeto era
estudiar las posibles diferencias que pudieran existir a causa
de la congelación .
En los experimentos en régimen semicontínuo se han
elegido diferentes tiempos de residencia : 5, 7, 10, 15, 20 y 25
días respectivamente . La extracción de lodo parcialmente digerido
y la alimentación con lodo fresco (previamente descongelado) se
realizó diariamente hasta que se alcanzó el régimen cuasi-estacio-
nario .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 234-
8 .3 .1 .
EXPERIMENTOS EN REGIMEN DISCONTINUO .
8 .3 .1 .1 .
Resultados experimentales .
Se han realizado dos experimentos en régimen discontí-
nuo utilizando lodo sin congelar (experimento D5) y lodo congelado
(experimento D6), a la temperatura de 32 .5°°-C y pH próximo a 7 . La
duración ha sido de 330 días (experimento D5) y de 175 días (expe-
rimento D6) respectivamente . El reactor que contenía lodo congela-
do, se inoculó con un 1% de su volumen (10 ml), con lodo anaerobio
del experimento D5 . Diariamente se ha controlado la producción
y composición del biogás acumulado . El control del pH y el poten-
cial redox se ha realizado frecuentemente sobre pequeñas cantida-
des de lodo que se extraían del reactor y que posteriormente se
devolvían al mismo . Periódicamente se han tomado muestras de lodo
(20 ml) para la determinación del contenido en ácidos volátiles y
DQO soluble . El volumen del reactor se mantenía constante añadien-
do agua destilada .
En las Tablas 8 .12 y 8 .13 se presentan para cada uno
de los experimentos :
- Condiciones de operación .
- Características del lodo inicial y final .
- Producción de metano .
- Rango de variación de la composición del biogás .
- Concentración de ácidos volátiles en el lodo inicial y final .
- D .Q .O . de la fracción soluble del lodo inicial y final .
En las Figuras 8 .27 y 8 .28 se representa la evolución
de la producción de metano obtenido por unidad de volumen de reac-
ción (determinado en las condiciones de operación), con el tiempo
de digestión para cada uno de los experimentos . Con línea discontí
nua aparece la producción máxima de metano que se hubiera obtenido
de no producirse la dilución del reactor .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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- 235 -
De la misma manera que en los experimentos discontí-
nuos anteriores, se observan la aparición
y disminución en la producción de metano, en
do desde el inicio hasta los 70 - 90 días .
se pueden relacionar con la concentración de
te en el medio .
de ciclos de aumento
el período comprendi-
Asimismo estos ciclos
ácido acético presen-
En las Figuras 8,29 y 8 .30 se ha representado la varia
ción del % CH4 y del % CO2 contenido en el biogás, durante el tiem
po de digestión .
En los Apéndices 10 .27 y 10 .28 se presentan tabulados
los valores diarios de composición del biogás (%CH4 y % CO 2 ), la
producción de metano obtenida experimentalmente sin contar la dilu
ción, y'la producción máxima que se obtendría en el caso de no
haber realizado la dilución .
En todas las muestras de lodo tomadas de cada diges-
tor, se ha determinado el contenido en ácidos volátiles, y la DQO
de la fracción soluble . Los resultados obtenidos se presentan en
las siguientes figuras :
Figura 8 .31 : Acido acético . Experimento D5 .
Figura 8 .32 : Acido propiónico . Experimento D5 .
Figura 8 .33 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D5 .
Figura 8 .34 : Acido n-valérico . Experimento D5 .
Figura 8 .35 : Acido acético . Experimento D6 .
Figura 8 .36 : Acido propiónico . Experimento D6 .
Figura 8 .37 : Acidos n-butírico e ¡so-butírico . Experimento D6 .
Figura 8 .38 : Acido n-valérico . Experimento D6 .
Figura 8 .39 : Acido láctico . Experimento D6 .
Figura 8 .40 : DQO soluble . Experimento D5 .
Figura 8 .41 : DQO soluble . Experimento D6 .
En los Apéndices 10 .29 a 10 .32 se presentan tabulados
todos los valores representados en las figuras anteriores .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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A la vista de los resultados obtenidos para los ácidos
volátiles y DQO en los experimentos D5 y D6, se puede observar
lo siguiente :
- El ácido acético presenta una evolución similar a
la descrita para los experimentos D3 y D4 . Aparece un ligero aumen
to de la concentración durante los primeros días de reacción (como
consecuencia de la rápida solubilizaci6n de una pequeña fracción
del lodo) para decrecer a continuación bruscamente para un tiempo
de operación de 12 y 23 días respectivamente . Este descenso en
la concentración del ácido acético se corresponde con una disminu-
cí6n en la producción de metano . Posteriormente la concentración
de acético aumenta ligeramente manteniéndose por lo general en
niveles bajos, a consecuencia de la existencia en el medio de una
población de microorganismos capaces de degradar el ácido acético
formado .
- El ácido propi6nico mantiene una concentración eleva
da (1500 mg/1), aproximadamente constante durante los 100 primeros
días de operación en el experimento D5, desapareciendo del medio
a partir del día 115 . Para el experimento D6 se observa un aumento
hasta el día 50 disminuyendo a continuación para desaparecer a
partir del día 72 .
- Los ácidos n-butírico e ¡so-butírico presentan una
variación similar para los dos experimentos, presentando el n-butí
rico una concentración superior a la del ¡so-butírico .
El ácido n-valérico mantiene una concentración supe-
rior a la del lodo inicial, desapareciendo hacia la mitad del tiem
po de reacción en el experimento D5 .
- Para el experimento D6 se ha observado que la concen
traci6n de ácido láctico presenta a lo largo de todo el tiempo
de reacción, una concentración baja (225 mg/1), aproximadamente
constante .
- 236 -
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 237 -
- De los resultados de DQO de la fracción soluble,
analizados en las muestras de lodo extraídas de cada digestor,
se aprecia en los dos casos un ligero aumento por encima de la
concentración inicial debido a la solubilización de esa fracción
fácilmente hidrolizable que hay presente en el lodo inicial . A
continuación la cantidad de materia orgánica solubilizada disminu-
ye a medida que transcurre el tiempo de reacción .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
-238-
TABLA 8 .12 . EXPERIMENTO D5 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
Temperatura
Volumen de reacción
Duración
(S .T .) o
(S . T .V .) o(D .Q .O .
total) 0
(D .Q .O .
soluble) 0
lac . acéticol 0lac . propi6nicol 0lac . n-butíricol 0lac . i-butíricol 0lac . n-valérico¡ 0
(S .T .) f
(S . T . V . ) f
(D .Q .O .
soluble
)f
(1 CH4 )/(g STV0 )
(1 CH4)/(g DQOtot)o
* CONDICIONES DE OPERACION
/V
a 330 díasreac .
32 .5 °C
1 litro
330 días
62 .10 g/1
40 .94 g/1
49250 mg/1
5750 mg/1
1067 mg/1
1158 mg/1
635 mg/1
80 mg/1
146 mg/1
* RESULTADOS *
lac . acéticol f
7 .928 (sin corregir dilución)
11 .068 (corregida la dilución)
38 .51 g/1
17 .01 g/1
1090 mg/1
Rango de variación del % CH4
Rango de variación del % CO2
Rango de variación del % SH2
Reducción de volátiles STV
0 .194 (en condic . operac .)
0 .161 11
= 30 mg/1
= 66 - 82 a partir de 10 días
= 14 "- 22
< 0 .4
= 58 .45 %
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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12 V CH4 / V reac
10
EXPERIMENTO D5PRODUCCION DE METANO
SIN DILUCION
---------- CON DILUCION
- 239 -
tr/
00 20 40 60 80 100 120 140 160 180
t ( dias )Figura 8 .27 . Evolución de la producción de CH4 . Experimento D5 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
Temperatura
Volumen de reacción
Duración
(S .T .) 0(S . T . V .
)o(D .Q .O .
total) 0
(D .Q.O .
soluble) 0
lac . acético¡ 0lac . propi6nicol 0l ac .
n-butírico l 0lac . i-butírico 0l ac . n-valérico j alac . i+valéricoj 0lac . láctico) 0Lodo congelado
- 240 -
TABLA 8 .13 . EXPERIMENTO D6 - CONDICIONES DE OPERACION Y RESULTADOS
* CONDICIONES DE OPERACION
32 .5 9C
1 litro
175 días
62 .10 g/1
40 .94 g/1
49250 mg/1
8500 mg/1
717 mg/1
611 mg/1
250 mg/1
24 mg/1
33 mg/1
47 mg/1
291 mg/1
* RESULTADOS
VCH4/Vreaca 175 días. = 8 .743 (sin corregir dilución)
9 .941 (corregida la dilución)
(S .T .) f = 37 .55 g/1
(S .T .V .) = 16 .27 g/1f
(D .Q .O . soluble) f = 794 mg/1
(1 CH4 )/(g STV0 ) = 0 .214 (en condic . operac .)
(1 CH4)/(g DQOtot)0 = 0 .178
lac . n-valéricol f = 50 mg/1
lac . i-valéricoj f = 1506 mg/1
lac . lácticol f = 206 mg/1
Rango de variación del % CH4 = 60 - 80 a partir de 10 días
Rango de variación del % CO2 = 15 "- 30
Rango de variación del % SH2 < 0 .4
Reducción de volátiles STV = 60 .26
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
11VCH4 1Vreas
10
9
8
7
6
5
4
3
2
EXPERIMENTO D6PRODUCCION DE METANO
SIN DILUCION
....... . . . CON DILUCION
- 241 -
r
t ( dias )
0L 1
-J~
I
i
I
1
I
1
I
1
I
j
1
1
1
1
I
1
I
j
1
e
1
a
1
O` 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
Figura 8.28.
Evolución de la producción de CH4
.
Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 242 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D5COMPOSICION DEL BIOGAS
CH4
...... . . . . % C02
1
I
1
I
1
I
1
I
i
I
1
I
1
1
1
1
1
I
+
I
20 40 60 80 100 120 140 160 180 200
t(dias)Figura 8 .29 . Composición del biogás . Experimento D5.
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
70
50
40
30
20
10
CH4
...... . . . . % C02
r
-243-
EXPERIMENTO DISCONTINUO D6COMPOSICION DEL BIOGAS
111 ¡l¡ ¡le¡ i I e 1 111 I 1 I 1 I I I10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
t ( dias )
Figura 8.30 . Composición del biogás . Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2500
2000
1500
1000
500
0
- 244 -
EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES - ACETICO -
t ( dias )Figura 8 . 31 . Acido Acético . Experimento D5.
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
2000
1500
1000
500
n
- 245 -
EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO -
r7_~n
Y
00
10
20
30
40
50
60
70
80
90 100 1-1CM20 130 140 150
t ( dias )Figura 8 . 32 . Acido Propiónico . Experimento D5 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 246 -
EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES -- n/i BUTIRICO
--á - n BUTIRICO
---C--- i BUTIRICO
p
r
r,,V
O
10
20
30
40
50
60
70
80X90
t ( diasFigura 8 . 33 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D5 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
600
500
400
300
200
100
Mm-
-- 247 -
EXPERIMENTO D5ACIDOS VOLATILES - n VALERICO
Y
ic
n
Y
Y
00 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110`1120 130
t ( dias )
Figura 8 . 34 . Acido n-Valérico . Experimento D5.
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
1800
1600
1400
1200
1000
800
600
400
200
pm
- 248 -
EXPERIMENTO D6ACIDOS VOLATILES - ACETICO -
00 20 40 60 BO 100 120 140 160 80
t ( dias )Figura 8. 35. Acido Acético . Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
- 249 -
EXPERIMENTO D6ACIDOS VOLATILES - PROPIONICO -
Figura 8 . 36 . Acido Propi6nico . Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
600
500
400
300
200
100
- i~í - n BUTIRICO
--e-- i BUTIRICO
ppm
- 250 -
EXPERIMENTO D6ÁCIDOS VOLÁTILES - n/i BUTIRICO
0 1
1
I
1
I
1
I
1 1% I
10 10 20 30 40
t { dias )Figura 8 . 37 . Acidos n-Butírico e ¡so-Butírico . Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
-251-
EXPERIMENTO D6ACIDOS VOLATILES - n VALERICO -
n
'a1
Y
Y
20 40 60 80 100 120 140 160 180
t ( dias )Figura 8 . 38 . Acido n-Valérico . Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
-252-
EXPERIMENTO D6ÁCIDOS VOLÁTILES - LÁCTICO -
.�
1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 I20 40 60 80 100 120 140 160 180
t ( dias )Figura 8. 39 . Acido Láctico. Experimento D6 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
CX~O9~O sol X 1000
- 253 -
EXPERIMENTO DISCONTINUO D5D.Q.O. SOLUBLE
Q I i 1 ~ I i I ~ 1 i I ~ I i I ~ I ~ I i I ~ 1 ~ 1 i i i I ~ 1 i I v 10
20 40 60 80 100 120 140 160 180200220240260280300320340
t dias )Figura 8 . 40 . DQO soluble . Experimento D5 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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1 D00 sol. x 100011
10
9
i
8
7
6
5
4
3
2
1
0
-254-
EXPERIMENTO DISCONTINUO D6D.Q.O. SOLUBLE
r
" 1 _1_
1
1
1
1
1
1 _i_ 1
1
a
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
10 20 40 60 80 100 120 140 160 180 200
t(dias)
Figura 8 . 41 . DQO soluble . Experimento D6 .
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- 25 5 -
8.3 .1 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .
Siguiendo el procedimiento de ajuste descrito en lasección 8 .2 .1 .2 . se han ajustado los valores de producción de metano para los experimentos D5 y D6 .
En las Tablas 8 .14 y 8 .15 se presentan los datos delajuste y los resultados obtenidos para cada uno de los experimen-tos D5 y D6 respectivamente .
En las Figuras 8 .42 y 8 .43 se representan los valores
experimentales y calculados del ajuste, para cada experimento .
En los Apéndices 10 .33 y 10 .34 se incluyen las tablasde valores experimentales y calculados de los ajustes anteriores .
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TABLA 8. 14 .
EXPERIMENTO
D 5 -
AJUSTE
CINÉTICO .
( * ) condiciones de operación
N° valores ajustados = 250Intervalo de tiempo (días) = 15 - 265
Velocidad específica máxima (~l - ) (días-1 ) = 0 .0702
(VCH /Vreac .) equivalente a una concentración = 0 .2851
4inicial de microorganismos (*)
(VCH / Vreac .) infinito (*) = 9 .0074
Función Objetivo = 8 .818
Coeficiente de Variación ( % ) = 3 .4
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- 257 -
EXPERIMENTO D5 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADA
9 V CH4 / V reac
EXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
r
rrr
lrr
11111111111111111111111111111111111111120 40 60 80 100 120 140 160 180 200
t ( dias
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( * ) condiciones de operación
4`\
Q-:~b G. .111
TABLA 8 .15 . EXPERIMENTO D 6 - AJUSTE CINETICO .
N° valores ajustados = 148
Intervalo de tiempo (días) 20 - 167
Velocidad específica máxima (pm ) (días-1 ) = 0 .0749
(VCH4 / Vreac .) equivalente a una concentración - 0 .5821
inicial de microorganismos (*)
(VCH4 / Vreac .) infinito (*) = 8 .792
Función Objetivo = 5 .231
Coeficiente de Variación _- 3 .4
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10 V CH4 / V reac
9
8
7
6
5
4
3
2
1
0
-259-
EXPERIMENTO D6 - AJUSTE CINETICOPRODUC. CH4 EXPERIM. Y CALCULADAEXPERIMENTAL
---------- CALCULADA
rrrrr
rrr
1 1 1 1 1 a 1 1 1 i 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1
0 20 40 60 80 100 120 140 160 180
t(dias)Figura 8 .43 . Ajuste de la producción de CH4. Experimento D6 .
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8 .3 .2 .
EXPERIMENTOS EN REGIMEN SENICONTINUO .
Se han realizado seis experimentos en régimen semicon-
tínuo con diferentes tiempos de residencia :
5 días : Experimento S1 .
7 días : Experimento S2 .
10 días : Experimento S3 .
15 días : Experimento S4 .
20 días : Experimento S5 .
25 días : Experimento S6 .
- 260 -
8 .3 .2 .1 .
Resultados experimentales .
La temperatura de operación elegida ha sido de 32 .5°-C .
El volumen de reacción fue en todos los casos de 1 litro . El pH
se ha mantenido próximo a 7, sin necesidad de añadir hidróxido
cálcico . El potencial redox alcanzó un valor próximo a - 320 mV .
La alimentación del lodo se realizó cada 24 horas . Las condiciones
del alimento son las mismas que las indicadas en la Tabla 8 .13 .,
correspondiente al experimento D6 .
En la Tabla 8 .16 se detallan otras condiciones de ope-
ración para cada uno de los experimentos realizados .
Los primeros experimentos semicontínuos que se realiza
ron fueron : S1, S3 y S5 . Todos ellos comenzaron funcionando
en régimen discontínuo, hasta que alcanzaron la fase de mayor pro
ducción de metano (comprendida entre los 50 y 75 días de opera-
ción) . A partir de ese momento, y con una notable cantidad de mi-
croorganismos presentes en el medio, se procedió a la extracción
y alimentación de lodo, de acuerdo con el tiempo de residencia
elegido . Asimismo, cuando algunos de estos experimentos habían
alcanzado el régimen cuasi-estacionario, se cambió a un nuevo tiem
po de residencia : S2, S4 y S6 (variando también la cantidad de
lodo extraída y alimentada) .
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TABLA 8 .16 .
EXPERIMENTOS EN REGIMEN SEMICONTINUO . CONDICIONES DE OPERACION .
TIEMPO
TIEMPO
RAZON
VOLUMEN DIARIO LODO
DURACION HASTA ALCANZAR EL
Orden de realización experimentos :
380 días
EXPERIMENTO RESIDENCIA
® (días)
REACCION
tr (días)
RECIRCULACION
R
ALIMENTADO Y EXTRAIDO
( ml )
REGIMEN ESTACIONARIO
( días )
S1 5 1 4 200 98
S2 7 1 6 143 32
S3 10 1 9 100 142
S4 15 1 14 67 106
S5 20 1 19 50 145
S6 25 1 24 40 130
Discont . previo Expto . Sl Expto . S4
( 58 días ) ( 98 días) ( 106 días ) Duración total. = 262 días
Discont . previo Expto .S3 Expto . S6 Expto . S2
( 76 días ) o (142 días) (130 días) ( 32 días ) Durac . total
Discont . previo Expto . S5
( 51 días )»
(145 días) Duración total = 196 días
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- 262 -
La producción diaria de metano por unidad de volumen
de reacción (medido en las condiciones de operación), desde el
comienzo como reactor semicontínuo hasta alcanzar el régimen cuasi
estacionario, se ha representado en las siguientes Figuras :
Figura 8 .44 : Producción diaria de metano . Experimento S1 .
Figura 8 .45 : Producción diaria de metano . Experimento S2 .
Figura 8 .46 : Producción diaria de metano . Experimento S3 .
Figura 8 .47 : Producción diaria de metano . Experimento S4 .
Figura 8 .48 : Producción diaria de metano . Experimento S5 .
Figura 8 .49 : Producción diaria de metano . Experimento D6 .
El valor de la producción de metano para cada experi-
mento se ha obtenido calculando el valor medio de la producción
del último tramo de la curva diaria de producción . Los valores
medios de producción de metano por día de reacción, y la produc-ción de metano por litro de lodo alimentado, se presentan en laTabla 8 .17 .
TABLA 8 .17 .
RÉGIMEN SEMICONTINUO . PRODUCCION DE METANO
En los Apéndices 10 .35 a 10 .40 se detallan los valores
diarios de composición del biogás (% CH4 y % C02 ) y producción
de metano para cada experimento .
TIEMPO
RESIDENCIAVCH / Vreac
( 4 )día
VCH 1 Vreac( 4
1 . lodo alim .
5 0 .370 1 .85
7 1 .238 8 .66
10 1 .000 10 .00
15 0 .782 11 .73
20 0 .576 11 .53
25 0 .483 12 .07
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- 263 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S 1tiempo de residencia 5 dias
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45
t ( dias )
Figura 8 .44 . Producción diaria de CH4 . Experimento Sl .
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- 264 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S2tiempo de residencia 7 dias
0 5 10 15 20 25 30 35
t ( dinas )
Figura 8 .45. Producción diaria de CH4 . Experimento S2 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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1200 V CH4 / V reas 1 da
1000
800
600
400
200
0
- 26 5 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S3tiempo de residencia 10 dias
A II
,PR.
0 10 20 30 40 50 60 70
t ( dias )Figura 8 .46 . Producción diaria de CH4 . Experimento S3 .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
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1000
800
600
400
200
1200 V CH4 1 V reac 1 cara
A
- 266 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S4tiempo de residencia 15 dias
u
u
u
01 i I i I J I
I i I i I
I
I i I i I i I i I0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120
t ( dias )Figura 8 .47 . Producción diaria de CH4. Experimento S4.
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800V CH4 / V reac / de
700
600
500
400
300
200
100
0
- 267 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S5tiempo de residencia 20 días
L
f!u
A
tÍ
A
~A ~~~,1
AA1" t1
~i"
A
f I~ Y A
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~Y~ A, . A1 oil l ..Il
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A ~~
YY
0 20 40 60 80 100 120 140 160
t ( diasFigura 8 .48 . Producción diaria de CH4 . Experimento S5.
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1000 V CH4 / V reac 1 da
800
600
400
200
1~
Ail
1. )I~
N A
u 10
vt~~
uV1~ Vu
AZ^
00 10
- 268 -
EXPERIMENTO SEMICONTINUO S6tiempo de residencia 25 dias
20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 120 130
t ( dias )Figura 8.49 . Producción diaria de CH4 . Experimento S6 .
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La Figura 8 .50 muestra la variación del volumen de
metano producido por litro de lodo alimentado, frente al tiempo
de residencia, una vez alcanzado el estado cuasi-estacionario .
Se observa que la máxima producción de metano coincide con la obte
nida en experimentos discontínuos (alrededor de 11 - 12 litros
de metano por litro de lodo, a 32 .5°°-C y 1 atm) .
es pequeño .
- 269 -
En la Tabla 8 .18 se presentan las concentraciones de
el lodo digerido, cuando se alcanzó el régimen
Se puede observar que las concentraciones de
propiónico, butírico e ¡so-valérico disminuyen
tiempo de residencia . La concentración de áci-
ácidos volátiles en
cuasi-estacionario .
los ácidos acético,
conforme aumente el
do n-valérico no varía significativamente .
En la Tabla 8 .19 se presentan los valores de DQO total,
DQO solubilizado y DQO correspondiente al metano producido . Asimis
mo se presenta también el error en el balance de DQO . La variación
de los valores de DQO solubilizado frente al tiempo de residencia,
correspondientes al estado cuasi-estacionario, se presenta en la
Figura 8 .51, en donde se observa una diminución de la materia orgá
nica solubilizada a medida que aumenta el tiempo de residencia .
En la Tabla 8 .19 se ha presentado el error en el balan
ce de DQO, calculado por la siguiente expresión :
Error - DQOtotal inicial - DQO total lodo digerido - DQOCH4
100DQO total inicial
Se puede observar que el error cometido en el balance,
El valor de DQO total del lodo utilizado en los experi
mentos ha sido de 49250 mg/1 lodo . Para el experimento realizado
con un tiempo de residencia de 25 días, el valor correspondiente
de DQO total experimental paa el lodo digerido está alrededor de
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- 270 -
EXPERIMENTOS SEMICONTINUOSV CH4 / V Iodo alimentado
0
10
20
tiempo de residencia ( dias )Figura 8 .50 . Variación del volumen de CH4 , por litro de lodo
alimentado, frente al tiempo de residencia .
30
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TABLA 8.18
REGIMEN
SEMICONTINUO .
CONCENTRACION DE
ACIDOS
VOLATILES
( mg/1 ) .
T . RESIDENCIA
( días )
ACIDO
ACETICO
ACIDO
PROPIONICO
ACIDO
n-BUTIRICO
ACIDO
¡so-BUTIRICO
ACIDO
n-VALERICO
ACIDO
¡so-VALERICO
ACIDO
LACTICO
0 717 611 250 24 47 33 291
5 91 1693 174 135 428 34 248
7 98 11 105 - 123 - 251
10 56 25 81 - 283 - 208
15 32 7 - - 283 - 219
20 44 6 - - 286 - 222
25 29 10 - - 329 - 213
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TABLA 8.19.
RÉGIMEN SEMICONTINUO - DQO . (mg/1)
TIEMPO
DQO
DQO
DQO
Error en el
RESIDENCIA
total
soluble
corresp .
balance de DQO
)
DQO inicial total
- 49250 mg/1 lodo
DQO soluble inicial - 10100 mg/1 lodo (*)
(#) En el valor de DQO soluble inicial, se incluye el
valor de la DQO de la fracción sólida que se solu-
biliza durante los 5 primeros días en un reactor
discontínuo .
(días) exper. exper . al CH4 ( %
5 43344 7405 4717 + 2 .4
7 26902 5919 22083 + 0 .5
10 22817 4008 25500 + 1 .9
15 20839 3201 29911 - 3 .0
20 19202 2632 29401 + 1 .3
25 21519 2023 30778 - 6 .2
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- 273 -
21519 mg/1 . Por tanto hay una variación de 27731 mg/1, correspon-
diente a la producción de metano . La DQO soluble inicial (incluída
asimismo la correspondiente a la materia particulada que se solubi
liza rápidamente en los primeros 5 días en un reactor discontínuo)
es de 10100 mg/1 . Para un tiempo de residencia de 25 días, la DQO
soluble en el lodo digerido es de 2023 mg/1 ; en consecuencia, la
variación de la DQO soluble es, de un 29 .1 % de la variación de
la DQO total, y la variación de la DQO correspondiente a la frac-
ción sólida representa el 70 .9 %.
En la Figura 8 .51 se representa la variación de la
DQO total, DQO soluble y DQO correspondiente al metano, en función
del tiempo de residencia . Por otro lado, teniendo en cuenta que
los valores de DQO soluble disminuyen conforme aumenta el tiempo
de residencia (ver Figura 8 .51), se deduce que la etapa más lenta
en los procesos anaerobios es la solubilización de la materia par-
ticulada . Sin embargo las etapas que conducen a la formación de
metano transcurren con una velocidad global superior a la corres-
pondiente a la etapa de solubilización, aunque -no___presentan un
valor muy grande . Esto se debe al hecho de que el descenso de los
valores de DQO soluble no es muy pronunciado a medida que aumenta
el tiempo de residencia . Por tanto se debe considerar una segunda
reacción global posterior a la etapa de solubilización .
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- 274 -
EXPERIMENTOS SEMICONTINUOSDOO
total
0 soluble
O- metano
)o x 1000
0:
O
tiempo de residencia ( dias )Figura 8.51 . Variación de la DQO con el tiempo de residencia .
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- 27 5 -
8.3.2 .2 . Ajuste de los resultados a modelos cinéticos .
Para ajustar los resultados experimentales se han uti-lizado los valores de DQO total medio y DQO soluble (referido alfiltrado, una vez separada la fracción sólida), que se presentanen la Tabla 8 .20 .
El DQO total medio se ha obtenido considerando el va-lor experimental de DQO total y el valor de DQO correspondientea la producción de metano (empleados en la Tabla 8 .19), según laexpresión :
DQO total medio
DQO total + 49250 - DQOCH4
TABLA 8.20.
2
VALORES DE DQO EMPLEADOS EN EL AJUSTE . (mg/1)
TIEMPO DQO DQO DQO
RESIDENCIA TOTAL SOLUBLE MATERIA
(días) MEDIO (*) PARTICULADA
0 49250 10100 39150
5 43938 7034 36904
7 27034 5623 21411
10 23283 3807 19476
15 20089 3040 17049
20 19525 2500 17025
25 19995 1921 18074
(#) Obtenido a partir de DQO soluble exp . considerando la
fracción volumétrica del lodo . Se expresa en mg/1 filtrado .(##) Calculado por : DQOtotal - DQOsoluble
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- 276 -
De acuerdo con las ecuaciones presentadas en la Sec-ción 5 de esta memoria, y los resultados experimentales presenta-dos en la Figura 8 .50, se puede afirmar que una reacción de primerorden no representa el proceso global . Los modelos cinéticos yesquemas que se han considerado para correlacionar los resultadosexperimentales han sido los siguientes :
I) Comportamiento global del lodo . Modelo de Chen y Hashímoto .
II) Comportamiento global del lodo . Velocidad de crecimientode microorganismos constante hasta el consumo del sustrato
contenido en cada partícula .
III) Esquema de dos reacciones :
Sustrato partículado -» Sustrato solubilizado - biogás
De acuerdo con el estado físico del lodo utilizado
y la degradación de las diferentes fracciones del mismo, el modelo
cinético deducido para el caso III, representa más- exactamente
el proceso real . No obstante el modelo cinético correspondiente
al caso I se presenta para comparar los parámetros cinéticos obte-
nidos con los resultados experimentales presentados en esta memo-
ria, y áquellos obtenidos por otros investigadores . El modelo ciné
tico que se presenta en el caso II puede representar una aproxima-
ción al proceso real, teniendo en cuenta que la mayor parte de
la materia orgánica degradada corresponde a materia particulada .
A continuación se discuten cada uno de los casos indi-
cados anteriormente .
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Caso I : Comportamiento global del lodo . Modelo de Chen y Hashimoto
El modelo de Chen y Hashimoto relaciona la velocidad
específica de crecimiento de microorganismos, p, con la relación
CA/CAo (concentración de sustrato no degradado/concentración de
sustrato inicial) por medio de la ecuación :
donde 4 m y K son parámetros cinéticos .
Si la concentración de microorganismos presentes en
el alimento, se considera nula, y aplicando un balance de materia
a un reactor semicontínuo, se deduce la siguiente expresión :
CAf
CAo
m
- 277 -
CA
CAo
CA
CAo
R exp
(p. m tr)
1/K (R+1) -R
(8 .6)
donde XA es el grado de conversión del sustrato .
CAf es la concentración final de sustrato .
R
es la razón de recirculación para un reactor semicontínuo .
tr es el tiempo de fermentación correspondiente a la etapa
de reacción .
La deducción de esta ecuación (8 .6), se ha realizado
en la sección 5, ecuación (5 .23) .
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Teniendo en cuenta que el coeficiente refractario R*
se define como la relación entre la concentración de materia orgá-nica no degradable y la concentración de materia orgánica total,y que la concentración de materia orgánica se mide por su corres-
pondiente valor de DQO, se puede escribir :
donde (DQO) 00
(DQO) o
F .0 .
es el valor correspondiente de DQO para un tiempo
de reacción infinito (en el que toda la materia orgá
nica se ha consumido) .
es la concentración inicial de materia orgánica enel alimento .
En consecuencia, la relación CAf/CAo es igual a :
CAf
(DQO) = R* (DQO) o
R*
CAo
(DQO) o ( 1 - R* )
-278-
De las ecuaciones (8 .6) y (8 .8)
+ (DQO) o (1-R*)
(DQO) 00
(DQO) o
(DQO) - R* (DQO) o
n°- exp .
E
(
(DQO) exp,i
-
(DQO) cal,¡
)2
(8 .7)
(8 .8)
R exp
([im tr )
1/K
(R+1)
- R)
(8 .9)
Se ha utilizado un programa Simplex flexible para opti
mizar los valores de R*, pim y K . La función objetivo se ha defini-
do como :
(8 .10)
donde (DQO)exPi representa cada uno de los valores presentados en~
la Tabla 8 .20 .
(DQO)cal,i es el correspondiente valor calculado por la ecuación
(8.9), para cada valor de R y tr .
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El coeficiente de variación (C .V .) utilizado en .el
ajuste, se ha calculado de acuerdo con la siguiente expresión :
C . V .
=
x
100
Valor medio de (DQO) exP .i
Los valores obtenidos de éstos parámetros, son simila-
res a los presentados por Chen y Hashimoto (1978), para valores
de O'Rourke (1968) en digestión anaerobia de lodos . Los valores
calculados por Chen y Hashimoto son los siguientes :
a 35°C
a 25°°-C
p m
pm
K
Función Objetivo
n°- de puntos experimentales - n° de parámetros
Los valores óptimos, obtenidos del ajuste son :
=
0 .33 dias-1
K = 0 .26
- 279 -
0 .13 dias-1
0 .34
El coeficiente refractario dado por O'Rourke es de
0 .36 . Teniendo en cuenta los valores presentados en esta memoria,
se puede observar que son similares a los calculados por Chen y
Hashimoto .
En la Figura 8 .52 se han representado los valores de
DQO total medio, para el caso de comportamiento global del lodo,
ajustado por el modelo de Chen y Hashimoto . En el Apéndice 10 .41
se presentan los valores experimentales y calculados .
~.1 m = 0 .234 dias-1
K = 0 .26
R* = 0 .375
C . V . = 2 .4
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- 280 -
CASO I - COMPORTAMIENTO GLOBALMODELO DE CHEN Y HASHIMOTO
o DQO experim.
O DQO calc.
45DQO total medio x 1000
30
tiempo de residencia (días)Figura 8 .52 . Ajuste Caso I - Comportamiento global del lodo .
mnde1 n ÁA Men v HaChimntn
40
35
30
11,11
25
WIL
',`_
20 rp
15 1 1 1 . L 10 5 10 15 20 25
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Caso II : Comportamiento global del lodo . Velocidad de crecimiento
de microorganismos constante hasta el consumo del sustra-
to contenido en cada particula .
XA -
- 281 -
En la Sección 5 se ha deducido la expresión correspon-
diente a reactores semicontínuos en donde la velocidad de creci-
miento de microorganismos es constante, para el caso de sustratos
particulados . Cuando se ha consumido todo el sustrato en una partí
cula, lógicamente su velocidad de consumo es nula . Las partículas
o láminas de sustrato, se consideran que tienen el mismo espesor .
La expresión correspondiente es :
0
t- (R+1) 2 ( ln R ) 2
- (
) 2 Un r ) 2
1
R+1
1 0~t 0 ln ( 1 -
(R+1) ln
)
4 0 ln (1 -
1n~..r. 0
R
~.~ trt r
donde XA es el grado de conversión medio para el sustrato .
(8 .12)
Anteriormente se ha comentado que la degradación de
la fracción sólida representa alrededor del 71% de la degradación
total . Por otro lado se ha deducido que la etapa más lenta del
proceso anaerobio es la etapa de solubilización, por lo que no
hay que suponer que la materia orgánica se encuentra solubilizada .
En consecuencia, la ecuación (8 .9), obtenida del modelo de Chen
y Hashimoto para sustratos solubilizados, no se puede utilizar .
Si se emplea la ecuación (8 .9) para ajustar los datos experimenta-
les en el caso de un sustrato particulado, el valor que se obtiene
del parámetro K representa únicamente a un parámetro de la correla
ción que carece de cualquier significado físico o químico . Se
puede deducir que los datos ajustados satisfactoriamente con el
modelo de Chen y Hashimoto, para un valor de K próximo a 0 .25,
también se ajusten convenientemente al modelo propuesto por la
ecuación (8 .12) .
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- 282 -
Considerando el coeficiente refractario R*, expresado
por la ecuación (8 .7), se deduce a partir de la ecuación (8 .12)
que :
CAf
(DQO) o -
(DQO)
-
(
O
) 2
(
ln
tr
) 2t
0r
CAo
(DQO)o (1-R*)
~. 8 ln ( 1 - 1
ln 8
)
tr tr
A partir de la ecuación (8 .13) :
(DQO) = (DQO) o - (DQO) o (1-R*) (
Los valores óptimos obtenidos del ajuste son :
=
0.223 días-1
R* = 0 .328
C .V . = 3 .6
( E) ) 2 (ln
tr )2
t
8r
(8 .13)
~t 0 1n ( 1 -
1n
)
tr tr
(8 .14)
Se ha utilizado un programa Simplex flexible para obte
ner los valores óptimos de ~i y R*, empleando como función objeti-
vo, la presentada en la ecuación (8 .10) .
En la Figura 8 .53 se han representado los valores de
DQO total medio, para el caso de comportamiento global del lodo,
cuando la velocidad de crecimiento de microorganismos es constante
hasta el consumo del sustrato contenido en cada partícula . En el
Apéndice 10 .42 se presentan los valores experimentales y calcula-
dos .
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- 283 -
CASO II - COMPORTAMIENTO GLOBALVEL. CREC. CONSTANTE HASTA CONSUMO So
DQO experim.
O . DQO calc.
tiempo de residencia (dias)
Figura 8 .53 . Ajuste Caso II - Comportamiento global del lodo .
Veloc . crecimiento constante hasta consumo sustrato .
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- 284 -
En consecuencia, el .modelo propuesto puede correlacio-nar satisfactoriamente los resultados experimentales . En este modelo, se han tenido en cuenta el estado físico de la materia orgánica particulada y el comportamiento hidrodinámico para fermentador
semicontínuo . Cualquier modelo cinético se basa en algunas suposi-ciones, y representa por tanto una simplificación del proceso glo-bal . En esta sección se ha considerado un aspecto ignorado enotros trabajos ; este aspecto es considerar la distribución de tiem
pos de residencia para el sustrato particulado . Por tanto los pará
metros cinéticos y simplificaciones consideradas pueden represen-
tar el estado real del sistema de una manera más exacta . No obstan
te, el modelo de Chen y Hashimoto (o bien el modelo de Monod),
se puede utilizar para ajustar los resultados experimentales, pero
el significado del valor de K debe ser discutido para cada caso en
particular . Al menos cuando el valor calculado para el parámetro
K, está próximo a 0 .25, la discusión presentada en este apartado
es útil para caracterizar mejor el proceso .
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Caso III : Esquema de dos reacciones :
Sustrato particulado ---s Sustrato solubilizado
biogás
De acuerdo con las características del lodo utilizadoy los resultados experimentales obtenidos, se propone el siguienteesquema de reacción :
MateriaOrgánica Reacción 1Sólidainicial
- 285 -
MateriaOrgánicaSolubilizada
MateriaOrgánicaSolubilizadainicial
(incluyendo la que procede dela fracción sólida solubilizadadurante los primeros días enun reactor discontínuo)
Reacción 2
biogás
(CH4+CO2 )
La reacción 1 corresponde a la solubilización del mate
rial particulado . Los valores correspondientes a la DQO del sólidose han elaborado a partir del balance :
( DQO ) Sólido
( DQO ) total -
(
DQO
) soluble
(8 .15)
En el ajuste de los resultados experimentales de éste
caso, se ha utilizado para obtener los correspondientes parámetros
un procedimiento de ajuste similar al presentado en los casos I
y II .
Con el modelo de Chen y Hashimoto (válido para sustra-
tos solubilizados), se han obtenido los siguientes parámetros :
~im = 0 .226 días-1
K = 0 .168
R* = 0 .432
C . V . = 3 .6
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- 286 -
Empleando la-ecuación (8 .14), presentada en el caso II
(velocidad de crecimiento de microorganismos constante hasta el
consumo de sustrato), se han obtenido los siguientes parámetros :
R*
C . V .
En las Figuras 8 .54 y 8 .55 sé presentan los valores
experimentales y calculados por los dos modelos .
Se puede observar que los valores experimentales están
próximos a los calculados por los dos procedimientos . El parámetro
K obtenido con el modelo de Chen y Hashimoto no tiene significado
físico, debido al hecho de que
pos de residencia . Suponiendo
microorganismos constante hasta el consumo del sustrato contenido
en cada partícula, los valores de DQO
tar satisfactoriamente por la ecuación
en la Figura 8 .55 . El coeficiente de
caso (6 .5%), lógicamente es mayor que
obtenido para el modelo de Chen y Hashimoto (3 .6%), porque en el
modelo cinético presentado en el caso II hay dos parámetros ( . .4 yR*) en lugar de los tres que hay en el modelo de Chen y Hashimoto
( Nm , K y R*) . No obstante, el valor de 6 .5% en el coeficiente de
variación es lo suficientemente pequeño como para poder considerar
el modelo cinético y los parámetros obtenidos, como representati-
vos del proceso .
se ignora la distribución de tiem-
una velocidad de crecimiento de
del sólido, se pueden ajus-
(8 .14), tal como se observa
variación obtenido en este
el coeficiente de variación
Para la reacción 2, correspondiente a la degradación
del sustrato solubilizado, el modelo de Chen y Hashimoto es el
adecuado, ya que el sustrato se encuentra solubilizado . Teniendo
en cuenta que el valor inicial de la DQO soluble es igual a 10100
mg/l, se puede escribir :
0 .223 días-1
= 0 .365
= 6 .5
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40D00 materia Particulada x 1000
35
30
25
20
15
- 287 -
CASO III -- REACCION DE SOLUBILIZACIONMODELO DE CHEN Y HASHIMOTO
o DQO experim.
0 DQO calc.
0 5 10 15 20 25 30
tiempo de residencia (dias)
Figura 8.54 . Ajuste Caso III - Reacción de solubilización .
Modelo de Chen y Hashimoto .
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aoDQO materia Particulada x 1000
35
30
25
20
15
- 288 -
CASO III - REACCION DE SOLUBILIZACIONVEL. CREC. CONSTANTE HASTA CONSlMO S0 DQO experim.
o DQO calc.
tiempo de residencia (dias)
Figura 8 .55. Ajuste Caso III - Reacción de solubilización .
Veloc . crecimiento constante hasta consumo sustrato .
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m
- 289 -
DQO soluble
10100
DQO soluble
10100
(8 .16)
Los parámetros
p m y K de la ecuación (8 .16) se han determinado
de la manera siguiente :
En la Tabla 8 .21 se presentan los valores correspon-
dientes a la concentración de materia orgánica, a lo largo de las
etapas de un fermentador semicontínuo :
- DQO soluble al inicio de la etapa de reacción (Z)
- DQO material particulado al inicio de la etapa de reacción (U)
- DQO soluble al final de la etapa de reacción (X)
- DQO material particulado al final de la etapa de reacción (Y) .
Se puede observar que las variaciones de DQO son lo
bastante pequeñas como para considerar que el fermentador discontí
nuo es diferencial entre las condiciones iniciales y finales .
Asimismo se han obtenido los valores medios de :
- Valor medio de DQO soluble (V)
- Valor medio de DQO del material particulado (W)
La velocidad de crecimiento de microorganismos p, para
la degradación del sustrato solubilizado en el reactor diferencial,
se puede calcular por la expresión :
4 =
tiempo de reacción
concentración media de mat . orgánica solubilizada
cantidad microorg . generados
velocidad formación microorg .
tiempo reacción
concentración de microorgan .
concentrac . media microorg .
cantidad degradada de materia orgánica solubilizada
(8 .17)
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TABLA 8.21
VALORES DE DQO EMPLEADOS EN LA DETERMINACION DE LOS PARAMETROS CINETICOS CORRESPONDIENTES A LA FERMENTACION
DE LA MATERIA ORGANICA SOLUBILIZADA (mg/1) .
= 39150
X (DQO SOLUBLE EN EL LODO DIGERIDO )
Y (DQO DE LA MATERIA PARTICULADA EN EL LODO DIGERIDO)
Z (DQO SOLUBLE AL COMIENZO DE LA ETAPA DE REACCION EN UN DIGESTOR SEMICONTINUO)
Z =
R + 1
U (DQO DE LA MATERIA PARTICULADA AL COMIENZO DE LA ETAPA DE REACCION EN UN DIGESTOR SEMICONTINUO)
V (VALOR MEDIO DE DQO SOLUBLE EN EL DIGESTOR )
V = Z+
X
W (VALOR MEDIO DE DQO DE LA MATERIA PARTICULADA EN EL DIGESTOR)
W = U + Y2
R X + M
M ( DQO soluble en el alimento ) = 10100 N ( DQO de la materia particulada en el alimento )
TIEMPORESIDENCIA X Y Z U V W
5 7034 36904 7647 37353 7341 37129 0 .222
7 5623 21411 6263 23945 5943 22678 0 .153
10 3807 19476 4436 21443 4121 20460 0 .105
15 3040 17049 3511 18522 3276 17786 0 .0718
20 2500 17025 2880 18131 2690 17578 0 .0512
25 1921 18074 2248 18917 2085 18496 0 .0408
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A partir de un balance de DQO entre las condiciones
iniciales y finales en un fermentador discontínuo, y teniendo en
cuenta el esquema de solubilización de la materia presentado al
principio de este caso, se puede escribir que :
Cantidad degradada de materiaorgánica solubilizada
Concentración media de materia
_orgánica que se ha solubilizado
De las ecuaciones (8 .17), (8 .18) y (8 .19) se deduce :
!I _
(8 .20)( 1 día ) ( 10100 - V + 39150 - W
Los valores experimentales de p que se han determina-
do utilizando la ecuación (8 .20), se presentan asimismo en la Ta-
bla (8 .21) .
Utilizando un programa Simplex flexible, con los valo-
res experimentales de ~i, se han determinado los valores óptimos
de p m _ y K (correspondientes a la ecuación (8 .16)
) .
La función objetivo que se ha empleado en este caso
es la siguiente :
F . 0 .
n°- exp .
E
i=1
- 291 -
X - Z - Y - U
24exp,i - 4 cal,i )
Los valores óptimos encontrados en el ajuste son :
m =
0.408 días-1
K = 2 .257
C . V .
=
5.6
X - Z + Y - U (8 .18)
10100 - V - 39150 - W
(8 .19)
(8 .21)
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En la Figura 8 .56 se han representado los valores expe
rimentales y calculados de I frente ' al tiempo de residencia . A la
vista de la figura, se observa una buena correlación .
Por tanto para la degradación del sustrato solubiliza-
do, se puede escribir la siguiente ecuación :
CA
10100= 0 .408
= 0.408CA2 .257 + ( 1 - 2 .257 )
- 292 -
10100
CA
22795 .7 - 1 .257 CA
(8 .22)
Esta ecuación es diferente de la que corresponde al
modelo de Monod, ya que el valor de K en el modelo de Chen y Hashi
moto es superior a l . Si el valor de K fuera menor que 1, se po
dría obtener a partir del modelo de Chen y Hashimoto, la ecuación
correspondiente al modelo de Monod . Muchas de las expresiones ciné
ticas encontradas en la bibliografía, corresponden a la degrada-
ción de sustratos solubles, basadas en la ecuación de Monod y por
tanto no es posible realizar una comparación de los valores obteni
dos . Sin embargo, un parámetro que tiene una gran influencia sobre
la generación de mícroorganismos, es el valor máximo de la veloci-
dad específica de crecimiento de microorganismos . De acuerdo con
el modelo de Chen y Hashimoto, este valor máximo viene indicado
por u m .
Para los experimentos realizados a 32 .5°°-C, el valor de
P m
es
igual a
0.408 días -1 . El "washout" de los microorganismos
para un reactor contínuo de tanque agitado tiene lugar para tiem-
pos de residencia iguales a l/p m .
Pavlostathis y Gosset (1986) han desarrollado un mode-
para predecir el comportamiento de un digestor cuando
sea lodo biológico . Estos investigadores proponen algu
muerte/lisis de la células vivas, solubilizaci6n del
De acuerdo con los
lo cinético
el alimento
nas etapas :
sustrato sólido, acidogénesis y metanogénesis .
parámetros obtenidos y las representaciones gráficas presentadas,
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- 293 -
CASO III - VELOCIDADES DE REACCION
o VELOC. exp.
o VELOC. calc.
0 5 10 15 20 25 30
tiempo de residencia (dias)
Figura 8 .56 . Ajuste Caso III = Comparación de velocidades de reacción .
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- 294 -
se deduce que para la reacción global, considerando la acidogéne-
sis y metanogénesis, el "washout" ocurre para tiempos de residen-
cia próximos a 3 días, a la temperatura de 35°°-C . Este valor corres
ponde a una velocidad específica de crecimiento de microorganismos
igual a 0 .33 días-1 .
Rozzi y Verstraete (1981) han estudiado la influencia
de la concentración de lodo en el proceso de contacto anaerobio .
Consideran que tienen lugar dos reacciones : solubilización/hidróli
sis de los sólidos orgánicos suspendidos, y degradación del sustra
to solubilizado . De acuerdo con los valores de los parámetros co-
rrespondientes a la degradación del sustrato solubilizado y las
gráficas presentadas, el "washout" de los microorganismos que se-
gregan los enzimas responsables de la metanización del sustrato
solubilizado tiene lugar para tiempos de residencia próximos a
5 días . Utilizando el modelo de Chen y Hashimoto se obtiene un
valor de 4 m de 0 .25 días-1 . Por tanto el valor de ~i m obtenido en
este trabajo para la metanización del sustrato solubilizado es
del mismo orden al considerado por estos investigadores . No obstan
te, la variación del consumo de sustrato solubilizado está de a-
cuerdo con los resultados experimentales obtenidos . Si se quiere
utilizar la ecuación de Monod, como representativa del proceso
(para valores de K< l), se obtendría una mayor disminución de la
concentración de sustrato solubilizado .
Por otro lado, si se compara la ecuación (8 .22), co-
rrespondiente a la degradación de sustrato solubilizado, con las
ecuaciones correspondientes a la solubilización
culado, se observa que la etapa más lenta es la
lización, pero el sustrato una vez solubilizado
damente . Esta conclusión está de
mentales si se tiene en cuenta que la concentración
solubilizado disminuye conforme
La solubilización del material particulado tiene lugar
parte para tiempos de residencia comprendidos entre 10 y 15 días,
aunque quede en disolución una considerable concentración de sus-
de material parti-
reacción de solubi
no se degrada rápí
acuerdo con los resultados experi
de sustrato
aumenta el tiempo de residencia .
en su mayor
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- 295 -
trato soluble sin degradar . Para la degradación completa del sus-
trato solubilizado hacen falta mayores tiempos de residencia .
Algunos artículos publicados estudian la digestión
anaerobia de diferentes tipos de lodos de aguas residuales y otrosresiduos orgánicos diferentes, a distintas condiciones de operación y tipos de fermentador . Por todo ello se han propuesto los
correspondientes modelos cinéticos y se han obtenido los paráme-
tros respectivos .
La contribución de este trabajo en el estudio de la
degradación del material particulado y la formación de metano en
reactores semicontínuos, teniendo en cuenta un aspecto físico igno
rado por otros trabajos, es la siguiente : la distribución de tiem-
pos de residencia para los sólidos . Basándose en ello se han obte-
nido y discutido las correspondientes ecuaciones de diseño para
digestores que funcionen en régimen semicontínuo .
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- 296 -
8.4 .
DISCUSION GLOBAL DE LOS RESULTADOS EXPERIMENTALES .
A partir de los resultados experimentales obtenidosse pueden analizar tres aspectos fundamentales :
a) Degradación de la materia orgánica y producción de metano .
b) Etapa o etapas controlantes del proceso .
c) Cinética global del proceso .
Cada uno de estos aspectos se analizan a continuación :
8 .4 .1 . DEGRADACION DE LA MATERIA ORGANICA Y PRODUCCION
DE METANO .
En base a los resultados obtenidos con reactores fun-
cionando en régimen discontínuo o semicontínuo con grandes tiempos
de reacción o tiempos de residencia, la reducción de la materia
orgánica inicial contenia en el lodo es del orden del 53 - 61%
(considerando sólidos totales volátiles) .
La producción de metano se sitúa entorno a :
0 .103 - 0 .208 (1 CH4 )/(g STV) o (en condiciones normales)
0 .063 - 0 .199 (1 CH4)/(g DQOtot)o (en condiciones normales)
Estos valores son similares a los obtenidos por otros
investigadores, tal como se observa en la Tabla 4 .1 .
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- 29 7 -
8.4 .2 .
ETAPA 0 ETAPAS CONTROLANTES DEL PROCESO.
De acuerdo con los resultados obtenidos, se comprende
que haya existido disparidad entre los distintos autores sobre
cual es la etapa controlante en el proceso de digestión anaerobia
de lodos . La materia orgánica contenida en el lodo no tiene un
comportamiento uniforme desde el punto de vista de su degradabili-
dad :
Hay una pequeña fracción orgánica sólida que se solubiliza
rápidamente durante los primeros días en un proceso discontí-
nuo de fermentación . Esta pequeña fracción sólida es responsa
ble del aumento del contenido en ácidos volátiles y disminu-
ción del pH en el período inicial . Por tanto para esta peque-
ña fracción de materia sólida, la etapa controlante sería
la metanogénesis de los ácidos volátiles formados .
- La degradación de los ácidos volátiles disueltos y formados
a partir de la fracción sólida fácilmente hidrolizable justi-
fica la presencia de ciclos en la producción de metano en
fermentadores discontínuos .
Para la mayor parte de la fracción orgánica sólida, la etapa
más lenta es su solubilización . Ello se deduce de los resulta
dos obtenidos con los fermentadores funcionando en régimen
discontínuo o semicontínuo, como consecuencia de la disminu-
ción de la materia orgánica solubilizada a valores altos de
tiempo de reacción y tiempo de residencia .
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-298-
8 .4 .3 .
CINÉTICA GLOBAL APARENTE DEL PROCESO.
En los experimentos realizados en reactores discontí-nuos, se ha aplicado un modelo cinético donde se asume que la velo
cidad específica de crecimiento de microorganismos es directamente
proporcional a la fracción de sustrato no degradado . Los paráme-
tros de correlación obtenidos por los ajustes realizados para los
seis experimentos, se muestran en la Tabla 8 .22 .
TABLA 8.22
PARAMETROS DE CORRELACION DE LOS EXPERIMENTOS DISCONTINUOS .
(*) Volumen medido en condiciones normales .
Los valores de p m ,
correspondientes
a 35°C están en
el intervalor de 0 .120 + 0 .034 (días-1 ) . Estos valores son simíla-
res a los obtenidos por Beba Atalay (1986), que han estudiado la
digestión anaerobia de excrementos de ganado en fermentadores dis-
contínuos a 35°°-C con un modelo matemático similar . Para la tempera
tura de 32 .5°°-C, los valores de p. estánm+ 0 .003 días-1 .
en el intervalo 0 .072
De los experimentos correspondientes a los reactores
funcionando en régimen semicontínuo a 32 .5°°-C, se ha deducido y
discutido la cinética global del proceso, y las cinéticas de las
EXPERIMENTO T
(°°-C)11
(días-1)máx Vm
(1 CH4 )/(1 reac .)*
Dl 35 0 .1547 6 .259
D2 35 0 .0928 6 .755
D3 35 0 .0857 4 .963
D4 35 0 .1203 4 .106
D5 32 .5 0 .0702 8 .049
D6 32 .5 0 .0749 7 .856
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- 299 -
reacciones de solubilización del material particulado y la degrada
ción de la materia orgánica solubilizada . Considerando el proceso
global de degradación del material orgánico (particulado + solubi-
lizado), se han obtenido mediante la ecuación de Chen y Hashimoto
(considerada únicamente a efectos de correlación), los valores de
pm = 0 .234 días-1 y K = 0 .26 .
Por tanto se observa que considerando el proceso glo-
bal, la fermentación de lodos de depuradora es sensiblemente más
rápida en reactores semicontínuos (próximos al reactor de mezcla
perfecta) que en reactores discontínuos .
De entre los diferentes modelos cinéticos propuestos
en la bibliografía para el proceso global (ver Apartado 4 .2), se
puede deducir que los resultados experimentales obtenidos en régi-
men discontinuo y continuo se pueden justificar en base a modelos,
que consideran el efecto autocatalítico debido a la generación
de microorganismos . No obstante los modelos cinéticos que conside-
ran el proceso global en ambos tipos de reactores son distintos . . .-
Ello se puede justificar teniendo en cuenta que en
los reactores discontínuos hay una degradación secuencial de dife-
rentes sustratos (como se observa
que provoca una disminución del
y también la obtención de una ley
en reactores semicontínuos, donde el proceso de degradación debe
ser continuo, con posibilidad de alcanzar un régimen cuasiestacio-
nario .
claramente con el ácido acético)
proceso global de fermentación,
cinética diferente a la deducida
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- 300 -
8.5.
COMPARACION DE LOS DATOS OBTENIDOS EN EL LABORATORIO CON
LOS CORRESPONDIENTES A LA PLANTA DEPURADORA DE ALICANTE .
Con los datos obtenidos a escala de laboratorio y los
correspondientes modelos cinéticos se puede
de fermentación de los digestores instalados
ra de Alicante . Teniendo en cuenta que hay tres
tión, dos digestores primarios en paralelo con
dencia de 24 días, y un digestor secundario con
ción de 9 .5 días, que recibe los fangos procedentes de los digesto
res primarios, la fermentación de la materia orgánica bíodegrada-
ble debería ser total .
calcular la capacidad
en la planta depurado
unidades de diges-
un tiempo de res¡-
un tiempo de reten
La información que se dispone sobre caudales de alimen
tación de sólidos y producción de biogás es incompleta, por lo
que no se ha podido hacer una comparación fiable . No obstante,
el caudal de metano obtenido es del mismo orden, dentro de un am-
plio intervalo, que el predicho a partir de los resultados experi-
mentales obtenidos en el laboratorio .
Digestión anaerobia de lodos de depuradora. Etapas controlantes y cinética del proceso. José María López Cabanes
Tesis de la Universidad de Alicante. Tesi de la Universitat d'Alacant
C 0 N C 1 U S 1 0 N E S
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9 . CONCLUSIONES .
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Como consecuencia del estudio experimental realizadosobre la producción de biogás por fermentación anaerobia de lodosde aguas residuales urbanas, cuyos resultados se presentan en estamemoria, se han deducido las siguientes conclusiones :
1/ Los datos de producción de metano de los diferentes lodos
utilizados, considerando el estado de mayor digestión de
los experimentos realizados, varía en el rango :
0 .11 - 0 .24 (1 CH4 )/(g STV) o(encond . normales)
0.07 - 0 .20 (1 CH4)/(g DQOtot)0(en cond . normales)
Considerando la - materia orgánica (determinada como DQO),
la fracción de material sólido no degradable se puede esti-
mar entre el 33 - 43% .
2/ En los reactores que funcionaban en régimen discontínuo se
han observado unos ciclos de aumento y disminución en la
velocidad de producción de metano, que se pueden justificar
basándose en las diferentes velocidades de degradación delácido acético (presente en el lodo inicial, y el formado
como producto intermedio) y el resto de la materia orgánica .
De la evolución de la DQO soluble se deduce que existe una
fracción sólida que se solubiliza durante los primeros días .
Posteriormente la degradación del resto del material sólido
y del solubilizado transcurre más lentamente . En consecuen-
cia, hay una pequeña fracción del material particulado que
se solubiliza rápidamente y por tanto para esta fracción
la etapa lenta es la correspondiente a la degradación de
los ácidos volátiles formados . No obstante, para la mayor
parte del material particulado, la etapa más lenta correspon
de a su solubilizacion .
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3/ Se ha observado que los resultados experimentales de los
reactores discontínuos, se podrían correlacionar a la si-
guiente ecuación :
_
m ( S / S )o
Los valores de p m obtenidos de los ajustes correspondientes
están comprendidos alrededor de 0 .0702 días-1 a 32 .5°C y
de 0 .12 días-1 a 35°C .
4/ De los resultados obtenidos de los reactores que funcionan
en régimen semicontínuo, se ha deducido que la etapa más
lenta del proceso es la solubilizaci6n del material orgánico
sólido presente en el lodo inicial . No obstante se requierenelevados tiempos de residencia para degradar el material
solubilizado . El material particulado biodegradable se solu-biliza casi en su totalidad para un tiempo de residenciade 15 días .
5/ Se han realizado los correspondientes ajustes de los resulta
dos experimentales obtenidos a 32 .5°°-C en reactores semicontínuos, a diferentes modelos cinéticos . Si se considera el
proceso global de digestión (sin diferenciar la fracción
orgánica solubilizada de la que no lo está), los resultados
experimentales se pueden interpretar de acuerdo con el mode-lo de Chen y Hashimoto . Los valores de los parámetros obten_idos son los siguientes :
~l m = 0 .234 días-1
K = 0 .26
6/ La fracción mayoritaria del lodo inicial corresponde a lafracción no solubilizada : Como consecuencia de ello y yaque la etapa lenta de la fracción sólida puede ser su solubi
lización, se requiere tener en cuenta el carácter particula-
do de estos lodos . Considerando el proceso global (sin dife-
renciar la fracción orgánica solubilizada de la que no lo
está), los datos experimentales obtenidos en reactores semi-
contínuos a 32 .5°°-C, se pueden interpretar admitiendo que
la velocidad específica de crecimiento de microorganismos
permanece constante hasta el consumo del sustrato . El valor
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de esta velocidad específica (obtenida por correlación de
los datos experimentales a la ecuación obtenida en esta memo
ria) es igual a 0 .223 días -1 .
7/ El proceso de digestión de lodos se puede interpretar adecua
damente mediante las siguientes reacciones en serie :
Materia
MateriaOrgánica
Orgánica -Sólida
Solubilizada
- Modelo de Chen y Hashimoto :
zados en reactores semicontínuos, son los siguientes :
4 m
=
0 .408 días-1
K = 2 .257
Formaciónde
biogás
Los parámetros cinéticos obtenidos de los experimentos real¡
Reacción de solubilización del material orgánico sólido
(considerando el carácter particulado) :
(hasta el consumo del sustrato) = 0 .223 días
Reacción de formación de biogás a partir del material or-
gánico solubilizado .
8/ De la comparación de los resultados obtenidos con reactores
discontínuos y semicontínuos se deduce que el proceso de
digestión transcurre considerablemente más rápido en reacto
res semicontínuos que en reactores discontínuos . Ello se
debe probablemente al carácter secuencial de consumo de sus-
trato que tiene lugar en los reactores discontínuos .
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