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UNIDAD TEMÁTICA VI
Nivel 4: ESTRUCTURA DEL SISTEMA DE SEPARACIÓN
En este nivel se considera el sistema de separación para recuperar componentes
líquidos y gaseosos en el proceso. El análisis involucra tres partes: estructura general,
sistema de recuperación de vapor y sistema de separación de líquidos. Se debe
tener en cuenta que se necesita determinar el mejor sistema de separación en función
de las variables de diseño, o sea el rango de variables de diseño donde se obtiene
operación rentable. Los estudios realizados en los niveles previos ayudan ahora a
simplificar el esfuerzo.
1. Estructura general del sistema de separación
Para determinar la estructura general del sistema de separación, en primer lugar, se
identifican las corrientes efluentes del reactor (Figura VII. 1). Para procesos vapor-líquido
se presentan sólo tres posibilidades:
Figura VII. 1. Esquema general del proceso
1. Si el efluente del reactor es líquido, se asume que sólo se necesita un sistema de
separación de líquidos (Figura VII. 2). Este sistema podría incluir columnas de
destilación, unidades de extracción, destilación azeotrópica, etc., pero normalmente
no habrá ningún absorbedor de gases, unidades de adsorción, etc.
2
Figura VII. 2. La salida del reactor es líquido
2. Si el efluente del reactor es una mezcla de dos fases, se puede usar el reactor
como un separador de fases, o colocar un tambor flash después del reactor. Se
envían los líquidos a un sistema de separación de líquidos. Si el reactor está
operando a temperaturas superiores a la del agua de enfriamiento, se enfría la
corriente de vapor del reactor hasta 100°F y se separan las fases de esta corriente
(Figura VII. 3). Si el líquido de baja temperatura del flash contiene mayormente
reactantes, sin productos intermedios de reacciones consecutivas, entonces se
recicla hacia el reactor (es el equivalente a un condensador de reflujo). Sin embargo,
si el líquido de baja temperatura del flash contiene principalmente productos, se envía
esta corriente al sistema de recuperación de líquidos. El vapor de baja temperatura
del flash se envía usualmente a un sistema de recuperación de vapor. Pero si la
corriente efluente del reactor contiene sólo una pequeña cantidad de vapor, el
efluente del reactor se envía a menudo directamente a un sistema de separación de
líquido (o sea, un tren de destilación).
Figura VII. 3. La salida del reactor contiene vapores y líquidos
3
3. Si el efluente del reactor es todo vapor, se enfría a 100°F (temperatura del agua
de enfriamiento) y se intenta efectuar una separación de fases (Figura VII. 4) o
condensar completamente esta corriente. El líquido condensado se envía a un
sistema de recuperación de líquido y el vapor se envía a un sistema de recuperación
de vapor.
Si la separación de fases no se logra, se analiza la posibilidad de presurizar el
sistema reactor para obtenerla. Se evalúa si la alta presión puede ser obtenida
usando solamente bombas en corrientes líquidas y se comprueba si la misma afecta
la distribución de producto. Si aún de este modo no se obtiene la separación de
fases, se considera la posibilidad de usar alta presión y un condensador parcial
refrigerado. En los casos donde no sea posible obtener separación de fases sin
refrigeración, se considera también la posibilidad de enviar el efluente del reactor
directamente al sistema de recuperación de vapor.
Figura VII. 4. La salida del reactor es vapor
Lo expuesto se basa en el heurístico que dice que las separaciones de fases son los
métodos más baratos de separación y que algún tipo de destilación es posible.
Cálculos flash
Para realizar los cálculos flash en las corrientes de salida del reactor existen varias
alternativas. Una de ellas es el cálculo riguroso, otra es el uso de métodos “shortcut”.
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Existen también paquetes de software que ayudan en los cálculos flash, tales como
FLOWTRAN, PROCESS, ASPEN, DESIGN 2000, etc.
2. Sistema de recuperación de vapor
Para sintetizar un sistema de recuperación de vapor se necesitan tomar las siguientes
decisiones:
¿Cuál es la mejor ubicación?
¿Qué tipo de sistema de recuperación de vapor es el más barato?
2.1 Ubicación del sistema de recuperación de vapor
Hay cuatro posibilidades para ubicar el sistema de recuperación de vapor:
• En la corriente de purga
• En la corriente de reciclo de gas
• En la corriente de vapor flash
• En ninguna
Las reglas para tomar esta decisión son (Figura VII. 5):
1) Colocar el sistema de recuperación de vapor en la corriente de purga si hay
cantidades significativas de materiales valiosos que están siendo perdidos con la
purga. La razón para este heurístico es que la corriente de purga es normalmente la
de más pequeño caudal.
2) Colocar el sistema de recuperación de vapor en la corriente de reciclo de gases
si la correinte contiene materiales perjudiciales para la operación del reactor (por ej.
envenenamiento del catalizador) o si el reciclo de algunos componentes degrada la
distribución de productos. La corriente de reciclo de gases normalmente es la de
segundo caudal más pequeño.
5
3) Colocar el sistema de recuperación de vapor en la corriente de vapor flash si
tanto el punto 1 como el 2 son válidos. En este caso, el caudal es más alto pero se
consiguen los dos objetivos.
4) No usar un sistema de recuperación de vapor si tanto el ítem 1 como el 2 no son
importantes.
Figura VII. 5. Ubicación del sistema de recuperación de vapor
¿Habrá que ajustar los balances de masa en este punto?
A menos que se elija la ubicación dada en el ítem 3, las ecuaciones del balance de masa
no serán válidas, por ej. algunos materiales que se asumió que serían recuperados
como líquidos se perderán en la purga o reciclarán en la corriente de gas (lo que
cambiará el tamaño del compresor). Sin embargo, en muchos casos, los errores
introducidos son pequeños, por lo que las aproximaciones previas siguen dando una
buena estimación. Se esperará para desarrollar un balance de masa riguroso si el diseño
llega hasta el final y por lo tanto se usa el juicio ingenieril para determinar si se necesitan
realizar correcciones en este momento.
Para el ejemplo del HDA, si no se recupera el benceno y tolueno de la corriente de vapor
que sale del flash, lo que se asumió para el balance de masa y de reciclo ya no es
válido. En particular, la cantidad de benceno que queda en la corriente líquida del flash
no es la adecuada para satisfacer los requerimientos de producción de la planta.
Se podría volver atrás y revisar los cálculos del balance de masa. Sin embargo, será
necesario revisarlos nuevamente después de haber especificado el sistema de
separación líquido. Debido a que los cambios que se han introducido en los flujos del
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proceso no son muy grandes, se decide continuar con el análisis. Por supuesto, es
necesario tener en cuenta que se están acumulando errores y que si el proyecto no es
descartado, se deberán revisar todos los cálculos efectuados.
2.2 Tipos de sistemas de recuperación de vapor
A partir del conocimiento que se posee sobre las operaciones unitarias se pueden
sintetizar las alternativas mostradas en la Tabla VII. 1
Tabla VII. 1. Alternativas de recuperación para un vapor
Condensación (alta presión o baja temperatura, o ambas)
Absorción
Adsorción
Proceso de separación por membranas
Sistemas de reacción
Se podría pensar en otras alternativas y por lo tanto comparar el uso de tecnología
convencional versus el costo de hacer desarrollos para diseñar y evaluar alternativas no
convencionales. En este momento surge la gran pregunta ¿Cuál es la alternativa más
barata? Fair1 sugiere que cuando la concentración de soluto en una corriente gaseosa
es menor que el 5%, la adsorción es el proceso más barato. Sin embargo, muchas
compañías petroquímicas prefieren usar condensación o absorción porque tienen mucha
más experiencia en el diseño y operación de esas unidades. Además muy pocos
vendedores venden equipos de adsorción. Por lo tanto, en el momento de decisión se
deben ponderar los costos relativos y los riesgos de los variados procesos en de
separación.
1 Fair, J. R. “Mixed Solvent Recovery and Purification” Washington University Design Case Study No. 7, edited by B. D. Smith, Washington University, St. Louis, Mo., 1969.
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Con respecto a los procesos de absorción se puede decir que existen métodos “shortcut”
para diseñar absorbedores de gas2. Los absorbedores de gases se ajustan al esquema
de la Figura VII. 6.
Figura VII. 6. Absorbedor de gas
El costo de un absorbedor de gases aumenta a medida que se aumenta la recuperación
fraccional in
out
yy deseada. Por lo tanto hay una recuperación fraccional óptima. Sin realizar
cálculos rigurosos para determinar ese óptimo, se puede usar la regla del arte que dice:
es deseable recuperar más del 99% de todos los materiales valiosos
(normalmente se usa una recuperación del 99,5% como primera
suposición)
Un mayor caudal de solvente en el absorbedor implica menor número de platos para la
recuperación deseada y aparece por lo tanto un caudal óptimo. En lugar de un cálculo
riguroso de ese óptimo se puede usar el siguiente heurístico:
Para un absorbedor isotérmico que trabaja diluído, elegir L= 1.4 m G
donde L es moles de solvente/hora, m es la pendiente de la línea de equilibrio y G es el
caudal de gas en moles/hora.
Para absorbedores isotérmicos en sistemas diluidos se utiliza la ecuación de Kremser
para calcular el número de platos teóricos requerido por un absorbedor:
2 Douglas, James M. “Conceptual Design of Chemical Processes”, McGraw Hill, USA 1988. Capítulo 3.
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+
−−
−
=+
mGL
mxymxy
mGL
N inout
inin
ln
11ln
1
donde x e y son las fracciones en el líquido y gas, respectivamente. Se utiliza la regla del
arte: 01,099,01 =−≤in
out
yy y la ecuación de Kremser para entender los efectos de las
variables de diseño.
Para soluciones más concentradas y en absorbedores adiabáticos (en lugar de
isotérmicos) mientras el soluto va pasando desde el vapor al líquido, donde se absorbe,
el calor de absorción causa un aumento de la temperatura del líquido a medida que se
aproxima al fondo de la torre. Este aumento de temperatura produce un incremento de la
presión de vapor del soluto y en esos casos el caudal mínimo de líquido para un
absorbedor adiabático puede llegar a ser 10 veces más grande que el número dado por
L=1.4mG basado en la temperatura de entrada del líquido.
No se abordarán los métodos shortcut para las demás alternativas. En general, es
razonable basar los flujos del proceso en recuperaciones del 100% en separadores y los
diseños de equipos en recuperaciones del 99,5%, en esta etapa del diseño. Se usan
consideraciones de orden de magnitud para simplificar las ecuaciones de diseño. Si una
de las materias primas se emplea también como solvente en el absorbedor de gases hay
que considerar alimentar el proceso a través del absorbedor. El agua de enfriamiento de
una torre de enfriamiento está disponible a 90 °F y debe retornar a 120°F o menos.
Asumir una aproximación de 10°F para la temperatura de las corrientes enfriadas por
agua de enfriamiento. Por último, es importante recordar que toda regla del arte ¡tiene
limitaciones!
2.3 Estrategia
El sistema de recuperación de vapor se diseña antes de considerar el sistema de
separación de líquidos, debido a que cada uno de los procesos de recuperación de
vapor genera usualmente una corriente de líquido que debe ser purificada
posteriormente. Para el caso de un absorbedor de gases, donde se necesita suministrar
un solvente al absorbedor, también se introduce un nuevo lazo de reciclo entre los
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sistemas de separación, tal como se muestra en la Figura VII. 7 para el ejemplo de la
HDA. Normalmente se necesita estimar el tamaño y los costos de cada unidad para
determinar lo más barato.
Figura VII. 7. Lazo de reciclo en el sistema de separación
Combinación del sistema de recuperación de vapor con el sistema de
separación de líquidos
Si se utiliza un condensador parcial y un tambor flash para producir la separación de
fases del efluente del reactor, algunos de los componentes líquidos más livianos serán
arrastrados con el vapor del flash (un tambor flash nunca produce una separación
perfecta) y por lo tanto, no serán recuperados en el sistema de separación de líquidos.
Sin embargo, si sólo hay una pequeña cantidad de vapor en la corriente que sale del
condensador parcial y si se ha elegido una destilación como primera separación de fases
en el sistema de separación de líquidos, se podría eliminar el separador de fases y
alimentar directamente el efluente del reactor en la columna de destilación.
El diámetro de la columna de destilación para una alimentación de dos fases deberá ser
más grande (para soportar el mayor volumen de vapor) que el de una columna que está
a continuación de un tambor flash. Sin embargo, este mayor costo puede ser menor que
los costos asociados con el uso de un sistema de recuperación de vapor que extraiga los
componentes líquidos de la corriente de vapor del flash. Parece que no existe un heu
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ístico disponible para tomar esta decisión y por lo tanto se debe introducir una alternativa
más a la lista.
3. Sistema de separación de líquidos
Las decisiones que se deben tomar para sintetizar el sistema de separación de líquidos
incluyen la respuesta a los siguientes interrogantes:
Cada una de estas decisiones se explica a continuación. Hay que recordar que se
quieren tomar estas decisiones en función de las variables de diseño, sobre el rango de
operación potencialmente rentable.
3.1 Compuestos livianos
Algunos de los livianos estarán disueltos en el líquido que deja los separadores de fase
mostrados en las Figuras VII. 3 y VII. 4 y además algunos estarán disueltos en las
corrientes líquidas que dejan el sistema de recuperación de vapor. Si estos componentes
livianos pueden contaminar el producto deben ser extraídos. Las alternativas para la remoción de livianos son:
• Bajar la presión o aumentar la temperatura de una corriente y extraer los livianos en
un separador de fases, o sea, en un tambor flash.
1) ¿Cómo deberán extraerse los componentes más livianos si
pueden contaminar el producto?
2) ¿Cuál deberá ser el destino de los componentes más livianos?
3) ¿Se reciclarán componentes que forman azeótropos con los
reactantes, o se separán los azeótropos?
4) ¿Qué separaciones pueden hacerse por destilación?
5) ¿Qué secuencia de columnas se usarán?
6) ¿Cómo se llevarán a cabo las separaciones si no es posible la
destilación?
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• Usar un condensador parcial en la columna de producto.
• Usar una sección de “pasteurización” en la columna de producto.
• Usar una columna estabilizadora antes de la columna de producto.
Las tres últimas alternativas se muestran en la Figura VII. 8. Las cuatro opciones se han
listado en orden de costo esperado creciente y por lo tanto se prefiere usar siempre las
de más arriba. Sin embargo, para tomar la decisión de remoción de livianos, es
necesario conocer los caudales de los mismos y realizar algún cálculo shortcut o corrida
CAD (diseño asistido por computadora) para estimar las cantidades recuperadas.
Figura VII. 8. Alternativas para la remoción de livianos
Con respecto al destino de los livianos hay distintas alternativas: se pueden ventear
(posiblemente a un sistema de antorcha), enviarlos para uso como combustible o
reciclarlos al sistema de recuperación de vapor o al tambor flash. Si tienen poco valor se
querrá removerlos del proceso por venteo. Si esto causa problemas de polución, se
tratará de quemarlos para eliminar los componentes nocivos. Si la mayoría son
inflamables, se tratará de recuperar su valor combustible. Sin embargo, si los livianos
son valiosos se querrá retenerlos en el proceso. Si se los reciclan al sistema de
recuperación de vapor se introduce otra corriente de reciclo en el proceso.
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En síntesis, el método de remoción y el destino de los livianos depende de su
composición y cantidad. Por lo tanto, se debe determinar la cantidad de livianos en
función de las variables de diseño antes de tomar una decisión.
3.2 Azeótropos con reactantes
Si un componente forma un azeótropo con un reactante, tenemos la alternativa de
reciclarlo o destruir el azeótropo y reciclar el reactante solo. Destruir el azeótropo
requiere dos columnas, normalmente y por lo tanto es caro. Sin embargo, si reciclamos
el azeótropo debemos poner equipos de mayor volumen para manejar la mayores
caudales de flujo en el lazo de reciclo. No parece existir un heurístico para asistir en esta
decisión y se deben evaluar ambas alternativas. Los sistemas azeotrópicos están
desarrollados en detalle en el libro de Douglas3.
3.3 Aplicabilidad de la destilación
En general, la destilación es el medio más barato para separar mezclas de líquidos. Sin
embargo, si las volatilidades relativas de dos componentes con puntos de ebullición
vecinos es menor a 1,1 la destilación es muy cara porque se requiere una gran relación
de reflujo lo que implica un gran caudal de vapor, gran diámetro de columna,
condensadores y calderines grandes y altos costos de agua de enfriamiento y vapor.
Siempre que se encuentre en una mezcla dos componentes vecinos con volatilidades
relativas menores a 1,1 es conveniente agruparlos y considerarlos como uno solo. En
otras palabras, se desarrolla la mejor secuencia de destilación para ese grupo y los
demás componentes y luego se procede a separar los componentes agrupados por
medio de otros procedimientos (ver Figura VII. 9).
Hasta aquí, parecería que la decisión de la secuencia de columnas de destilación para
un proceso particular es un tarea muy complicada, especialmente porque la mejor
secuencia podría cambiar a medida que se alteren las variables de diseño. Para
simplificar ese esfuerzo se pueden considerar algunos heurísticos para el
secuenciamiento de columnas.
3 Douglas, James M. “Conceptual Design of Chemical Processes”, McGraw Hill, USA 1988. Capítulo 7.
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Figura VII. 9. Separaciones por destilación
Heurísticos generales
Hay algunos heurísticos generales que pueden usarse para simplificar el procedimiento
de selección en el secuenciamiento de columnas (ver Tabla VII. 2). Como se ve, se trata
de obtener todos los productos o reciclos deseados como destilados para evitar
contaminación del producto o reciclo con materiales pesados, herrumbre, etc. En el
caso de ser necesario extraer un producto o reciclo desde una corriente del fondo, la
práctica usual es tomarlo como vapor del calderín y luego condensarlo. Al mismo tiempo
una corriente de purga líquida se toma del calderín para evitar la acumulación de
contaminantes.
Tabla VII. 2. Heurísticos para secuenciamiento de columnas
Remover los componentes corrosivos tan pronto como sea posible
Remover componentes reactivos o monómeros tan pronto como sea
posible
Remover productos como destilados
Remover corrientes de reciclo como destilados, especialmente si son
recicladas hacia un reactor de lecho empacado
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Heurísticos para secuenciamiento de columnas simples
Hay heurísticos publicados para columnas simples (una cabeza y una cola). Algunos de
ellos se listan en la Tabla VII. 3.
Tabla VII. 3. Heurísticos para el secuenciamiento de columnas
1. El componentes de más cantidad primero
2. Livianos primero
3. Separaciones con recuperación alta al final
4. Separaciones difíciles al final
5. Favorecer separaciones equimolares
6. La separación siguiente debería ser más barata
Los heurísticos 1 y 5 se basan en composiciones de la alimentación y el 2 y 4 en las
volatilidades relativas. Por lo tanto llevan a contradicciones (por ej. si el que está en
mayor cantidad es el más pesado). Hay varias publicaciones que pueden consultarse
para una lista de heurísticos más completa4, 5, 6, 7.
Hay que considerar también que a medida que cambiamos la conversión en un proceso,
el reactante sin convertir, que puede ser el de mayor cantidad a conversiones bajas, será
el de menor cantidad a conversiones altas. Por lo tanto los heurísticos de la Tabla VII. 3
implican que el secuenciamiento de las columnas cambiará cuando cambie el valor de
las variables de diseño. Además, los estudios realizados para el desarrollo de heurísticos
han sido limitados a secuencias de columnas simples y aisladas del resto del proceso.
Por lo tanto se obtendrán resultados diferentes si se consideran las interacciones entre el
tren de destilación y el resto de la planta.
4 D. W. Tedder y D. F. Rudd, AIChE J. 24, 303 (1978). 5 J. D. Seader y A. W. Westerberg, AIChE J. 23, 951 (1977). 6 N. Nishida, G. Stephanopoulos y A. W. Westerberg, AIChE J. 29, 326 (1981).
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3.4 Interacciones entre el sistema de separación y el proceso
Supongamos que consideramos las dos alternativas de flowsheet mostradas en la
Figura VII. 10.
Figura VII. 10. La elección de la secuencia cambia los costos de reciclo
7 M. F. Malone, K. Glinos, Marquez, F. E. y J. M. Douglas, AIChE J. 31, 683 (1985).
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Se podría considerar que estas son dos de las alternativas en un problema de
secuenciamiento. Sin embargo, hay un número diferente de columnas en el lazo de
reciclo líquido para los dos sistemas y por lo tanto los costos de reciclo serán diferentes.
De aquí que la conversión óptima, que corresponde usualmente a un compromiso entre
pérdidas por selectividad y costos de reciclo, será diferente para los dos casos.
Entonces, se compararán alternativas en las condiciones óptimas de procesamiento
para cada una, en lugar de hacerlo sobre una condición idéntica de alimentación para las
dos.
A partir de este simple argumento se observa que el problema de selección de la mejor
secuencia de separación no puede siempre aislarse del diseño del resto del proceso. En
otras palabras, la secuencia más barata para una condición dada de alimentación podría
no ser la más barata. Es así que tenemos otro heurístico:
Seleccionar la secuencia que minimiza el número de columnas en un lazo de
reciclo
3.5 Método alternativo para la determinación de la secuencia de columnas
Para cinco corrientes de salida tenemos 14 secuencias de columnas, tal como se
muestra en las Tablas VII. 4 y VII. 5. Si examinamos esta tabla vemos que se requieren
20 diseños de columnas para evaluar todas las alternativas. Veinte diseños de columnas
requieren un esfuerzo considerable si se trata de hacer un diseño riguroso. Sin embargo,
usando métodos shortcut es posible simplificar los cálculos en forma significativa,
especialmente si se los lleva a cabo a través de un codificado computacional. Glinos y
Kirkwood8 han reportado que para problemas modestos de secuenciamiento es mejor
desarrollar códigos de computadora para evaluar los costos de las distintas alternativas
que usar heurísticos. Además los tiempos de corrida de los programas son cortos y la
mejor secuencia puede determinarse en función de las variables de diseño, en forma
relativamente rápida.
8 K. Glinos, “A Global Approach to the Preliminary Design and Synthesis of Destillation Trains”, Ph.D. thesis, University of Massachusetts, 1984. R. L. Kirkwood, “PIP-Process Invention Procedure”, Ph.D. thesis, University of Massachusetts, Amherst, 1987.
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Tabla VII. 4. Número de alternativas
Número de componentes 2 3 4 5 6
Número de secuencias 1 2 5 14 42
Tabla VII. 5. Secuencia de columnas para cinco corrientes de producto
Columna 1 Columna 2 Columna 3 Columna 4
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
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A/BCDE
A/BCDE
A/BCDE
A/BCDE
A/BCDE
AB/CDE
AB/CDE
ABC/DE
ABC/DE
ABCD/E
ABCD/E
ABCD/E
ABCD/E
ABCD/E
B/CDE
B/CDE
BC/DE
BCD/E
BCD/E
A/B
A/B
D/E
D/E
A/BCD
A/BCD
AB/CD
ABC/D
ABC/D
C/DE
CD/E
B/C
B/CD
BC/D
C/DE
CD/E
A/BC
AB/C
B/CD
BC/D
A/B
A/BC
AB/C
D/E
C/D
D/E
C/D
B/C
D/E
C/D
B/C
A/B
C/D
B/C
C/D
B/C
A/B
3.6 Columnas complejas
En lugar de considerar solamente secuencias de columnas simples (una cabeza y una
cola), se puede considerar el uso de corrientes laterales, strippers laterales,
prefraccionadoras, etc. Tedder y Rudd9 han publicado un conjunto de heurísticos para
columnas de este tipo (ver Figura VII. 11). Glinos y Malone han publicado un conjunto de
heurísticos que puede ser consultado en su trabajo o en el libro de Douglas10. Este
último posee un Apéndice con procedimientos shortcut útiles para columnas complejas.
9 Idem referencia 8. 10 Douglas, James M. “Conceptual Design of Chemical Processes”, McGraw Hill, USA 1988. Capítulo 7 y Apéndice A.5.
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Figura VII. 11. Configuraciones de columnas (Tedder y Rudd, AIChE J. 24: 303 (1978))
Columnas complejas en secuencias
El objetivo que se persigue es completar un caso de diseño base tan rápido como sea
posible para determinar en forma preliminar si el proceso es rentable. Es por ello que
incluimos en nuestros primeros diseños sólo secuencias de columnas simples. Sin
embargo, una columna compleja es a menudo más barata que dos columnas simples y
por lo tanto necesitamos considerar esas posibilidades en algún momento de nuestro
procedimiento de diseño. Debido a que podemos reemplazar cualesquiera dos columnas
C B C
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vecinas en una secuencia por una columna compleja, podemos generar un gran número
de alternativas de proceso. Para evitar quedar atascados entre un gran número de
evaluaciones alternativas, diferiremos la consideración de columnas complejas hasta
considerar otras alternativas de proceso.
3.7 Otros tipos de separaciones
Si la destilación es muy cara para separar una mezcla líquida (volatilidades relativas de
dos componentes vecinos α < 1,1), las otras alternativas en orden creciente de costos se
muestran en la Tabla VII. 6. Estos procedimientos de separación requieren, en la
mayoría de los casos, columnas de destilación múltiple, que son más caras. Una breve
descripción de cada alternativa se da a continuación.
Tabla VII. 6. Alternativas a la destilación
1) Extracción
2) Destilación extractiva
3) Destilación azeotrópica
4) Destilación reactiva
5) Cristalización
6) Adsorción
7) Reacción
3.7.1 Extracción
Para separar una mezcla de B y C que tiene la composición del punto 1 de la Figura VII.
12, se pone en contacto la alimentación con un solvente S, en una columna de
extracción en contracorriente, esto corresponde al punto 2. Las corrientes y los puntos
en el diagrama ternario se muestran en la mencionada Figura.
Como se puede observar, luego de la extracción se llega al punto 6, que corresponde a
una mezcla binaria de B y C, que es del mismo tipo que la mezcla original del punto 1,
solamente más concentrada. También, cuando se separa B y C por destilación normal,
se puede especificar el fondo como C puro (punto 7) y la composición de cabeza como
la mezcla original 1. De esta manera, con la extracción también se lleva a cabo la
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destilación B/C que se haría en una destilación común, sólo que el grado de separación
requerido se reduce. Por supuesto que esta reducción en el grado de separación debe
decrecer el costo lo suficiente como para costear la columna de extracción y las otras
dos columnas de destilación. En algunas esto sucede así.
Figura VII. 12. Extracción
3.7.2 Destilación extractiva
Por ejemplo, en el intento de separar HNO3 y H2O por destilación extractiva, se agrega
un tercer componente, H2SO4, cerca del tope de la torre. La presencia del componente
pesado cambia los equilibrios líquido-vapor y facilita la separación. Se Obtiene el HNO3
puro por la cabeza de la primera columna, el otro componente por la cabeza de la
segunda columna y el H2SO4 por el fondo, que se retorna a la primera columna. Se
puede ver que se requieren dos columnas (Figura VII. 13).
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Figura VII. 13. Destilación extractiva. Ejemplo: B= HNO3, C= H2O, S= H2SO4
3.7.3 Destilación azeotrópica
En la destilación azeotrópica se agrega un componente relativamente liviano que cambia
el equilibrio líquido-vapor de la mezcla original, formando a menudo un nuevo azeótropo
con uno de los componentes. Por ejemplo, para romper el azeótropo etanol-agua, se
puede agregar benceno que forma un azeótropo ternario. Con esta modificación, se
obtiene etanol puro por el fondo de la primer columna y el azeótropo ternario por la
cabeza.
Debido a que el azeótropo ternario es una mezcla heterogénea cuando se condensa, se
usa la capa rica en benceno como reflujo a la primera columna y la otra capa como
alimentación a la segunda columna. En la segunda columna se obtiene nuevamente por
la cabeza el azeótropo ternario y se recupera la mezcla etanol-agua por el fondo. Ahora,
en una tercera columna, se recupera agua pura, el segundo producto por el fondo, y el
azeótropo binario por la cabeza. Este azeótropo binario es reciclado a la primera
columna y se obtienen productos puros a través del sistema de las tres columnas. (ver
Figura VII. 14).
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Figura VII. 14. Destilación azeotrópica. B: etanol, C: agua, S: benceno.
3.7.4 Destilación reactiva
En algunos casos es posible agregar un componente que reaccione con uno de los
componentes de la mezcla que es difícil de separar. Por ejemplo, la volatilidad relativa
entre el meta-xileno y el para-xileno tiene un valor de 1,03. Agregando cumeno de sodio,
que reacciona con el isómero para formando un compuesto organometálico, se lleva el
valor de la volatilidad relativa a 30 (ver Figura VII. 15). La reacción puede ser revertida en
una segunda columna y reciclar el reactivo. De esta manera la separación original se
facilita, pero a expensas de manipular un material adicional. Si este tipo de reactivo fuese
más fácil de encontrar la destilación reactiva se transformaría en la alternativa de
separación más importante.
Figura VII. 15. Destilación reactiva. Ejemplo: B, C = xilenos, S=organometálico
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3.7.5 Cristalización
La separación de isómeros de xileno por destilación es difícil, por lo tanto es más barato
usar la diferencia entre puntos de solidificación para separar la mezcla. De esta manera,
por enfriamiento se produce la separación de una mezcla líquido-sólido y a menudo
usando algún reciclo se obtiene la separación deseada (Figura VII. 16).
Figura VII. 16. Cristalización
Consideraciones
La extracción, la destilación extractiva y la destilación azeotrópica involucran la
separación de mezclas no ideales. Hasta hace poco tiempo no existían procedimientos
simples para el diseño que pudieran usarse para la evaluación rápida de esas
alternativas. Algunas ideas básicas expuestas por Doherty y colaboradores están
presentadas en el libro de Douglas.
4- Cálculo del Potencial Económico en el 4to Nivel
Cuando agregamos las pérdidas por purga y el costo de las columnas de destilación a
los cálculos del potencial económico del 3er nivel, obtenemos el potencial económico
revisado del 4to nivel mostrado en la Figura VII. 17. El rango de las variables de diseño
donde se observa operación rentable ha sido acortado más, lo que simplifica el problema
del paso siguiente que es el agregado de la red de intercambio calórico.
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Figura VII. 17. Potencial económico en el 4to nivel para el ejemplo de HDA
5- Balances de masa rigurosos
Después de haber elegido el sistema de separación de líquidos ya se tienen
completamente establecidas todas las unidades del flowsheet donde el flujo de los
componentes cambia. Estas unidades incluyen mezcladores (para alimentación fresca y
reciclo), separadores (para purgas), reactores, tambores flash, absorbedores de gas u
otras unidades de recuperación de vapor y columnas de destilación y/u otros sistemas
de separación de líquidos. Por lo tanto ahora se puede desarrollar el balance de masa
riguroso.
Por supuesto, si el balance riguroso difiere mucho del aproximado será necesario revisar
las decisiones llevadas a cabo. Se podría haber revisado el balance de masa en
cualquier etapa de diseño previa, pero esto depende del compromiso entre el tiempo
requerido para realizar todos esos cálculos y la precisión de los resultados. Si no se
introducen errores importantes, entonces el objetivo es completar el diseño tan rápido
como sea posible y explorar las alternativas usando cálculos aproximados. Luego de
ello, cuando se haya identificado la mejor alternativa de proceso, se aplica el
procedimiento riguroso de cálculo. Además, hay que recordar que no es posible realizar
balances de masa rigurosos hasta tener completamente establecidas las partes del
flowsheet donde los flujos de los componentes cambian.
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Balance lineal de masa
El procedimiento que se usa para desarrollar el balance de masa riguroso comprende la
generación de un conjunto de ecuaciones que son siempre lineales y por lo tanto de fácil
resolución, que fue descrito por Westerberg11. Para aplicar este procedimiento se dibuja
primero el flowsheet de manera que contenga sólo aquéllas unidades donde el flujo de
los componentes cambia. Luego, se escriben los balances de masa para cada
componente en forma individual, en términos de caudales molares y recuperación o
pérdida fraccional, en cada unidad.
Estas ecuaciones son siempre lineales y fáciles de resolver, ya sea por matrices o
substitución simple. Normalmente se comienza por un balance para el reactivo limitante
y luego se van considerando por turno el producto primario, otros reactantes,
subproductos e inertes.
No todas las recuperaciones o pérdidas fraccionales de componentes en las distintas
unidades puede ser elegida independientemente. Por ejemplo, en un cálculo flash simple
si se fija la recuperación fraccional de un componente, puede calcularse la recuperación
fraccional del resto de los componentes. De la misma manera, la recuperación fraccional
en una columna de producto debe fijarse para que se satisfaga la especificación de
pureza deseada y también en algunos casos, las recuperaciones fraccionales de las
corrientes de purga deben elegirse para que satisfagan ciertas condiciones o razones
molares a la entrada del reactor. Por este motivo, en muchos casos, se requieren
cálculos iterativos.
De lo expuesto, se observa que escribiendo los balances de masa para los caudales
molares de cada componente, en términos de las recuperaciones fraccionales en cada
unidad de proceso, se obtiene un conjunto de ecuaciones lineales en función de la
conversión del reactivo limitante y de la selectividad (que está relacionada con la
conversión). Estas ecuaciones son simples (aunque algo tediosas) de resolver para los
flujos de reciclo de cada componente. Una vez que se han calculado los flujos de reciclo
de cada componente, se pueden calcular todos los demás flujos de ese componente.
11 A. W. Westerberg, “Notes for a Course on Chemical Process Design”, enseñado en el Instituto de Desarrollo Tecnológico para la Industria Química (INTEC) Santa Fe, Argentina, Agosto 1978.
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Una inspección de las ecuaciones resultantes para el ejemplo del HDA indica que se
deben especificar las velocidades de alimentación de tolueno, H2 y CH4 frescos, la
conversión en el reactor, las fracciones de cada componente que se separan en el flash
(que están relacionadas entre sí y dependen de la T y P del flash), la fracción que sale
con la purga y la recuperación fraccional de los componentes en el tren de destilación.
Variables de optimización
En los balances de masa aproximados se había especificado la velocidad de producción
de benceno, su pureza, la concentración de H2 en la purga (que era lo mismo que
especificar las alimentaciones de H2 y CH4 frescas), la conversión y la relación molar de
H2 a aromáticos a la entrada del reactor. Para el balance lineal se puede asumir que la
conversión y el gas makeup son variables de optimización (debido a que la composición
de la alimentación del gas con H2 a la entrada está ya fijada, especificando el gas fresco
que contiene H2 se fijan tanto el H2 como el CH4).
En el ejemplo del HDA, la síntesis del sistema de separación completa el flowsheet como
lo muestra la Figura VII. 18.
La pérdida fraccional de benceno por la cabeza del estabilizador también corresponde a
un problema de optimización (pérdida de benceno a combustible versus el número de
platos en la sección de rectificación y presión de la columna). La pérdida fraccional de
tolueno y difenilo por la cabeza del estabilizador están fijadas por el diseño de la
columna. Especificando la pérdida fraccional de metano por el fondo del estabilizador se
fija el diseño de este equipo (pérdidas pequeñas corresponden a un número grande de
platos en la sección de agotamiento) y una vez que el diseño de la columna se fija, la
pérdida de H2 por el fondo está determinada. Sin embargo, es de esperar que todo el H2
y CH4 que salen por el fondo del estabilizador se irán con el producto benceno.
Entonces, la fracción de tolueno que sale por la cabeza de la columna de producto junto
con el H2 y CH4 están fijadas por la velocidad de producción y la pureza especificada
para el producto.
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Figura VII. 18. Proceso HDA
Para obtener pequeñas cantidades de tolueno por la cabeza de la columna de producto,
se debe incluir un gran número de platos en la sección rectificadora de esa columna. Por
lo tanto, existe el compromiso entre usar un gran número en la sección de agotamiento
del estabilizador para mantener bajo el contenido de H2 y CH4 en el producto, contra
usar un gran número de platos en la sección de rectificación de la columna de producto
para mantener bajos los flujos de tolueno y difenilo en la corriente de producto, para el
caso donde la suma de H2, CH4, tolueno y difenilo está fijada.
La pérdida fraccional de benceno por el fondo de la columna de producto es también una
variable de optimización (los platos en la sección de agotamiento versus el costo de
reciclo del benceno a través del sistema reactor), como la pérdida fraccional de tolueno
por el fondo de la columna de reciclo (tolueno perdido hacia combustible versus platos
en la sección de agotamiento) y la pérdida fraccional de difenilo por la cabeza de la
columna de reciclo (costo de reciclo de difenilo que vuelve al reactor versus platos en la
sección de rectificación).
Para evitar todas estas optimizaciones del sistema de separación, se fija la recuperación
fraccional de los componentes claves que corresponde a la regla del arte que indica que
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sea mayor del 99% y se establece la pérdida fraccional de componentes no-claves, en
forma arbitraria, como 0.15 a 0.3 veces las pérdidas fraccionales de los claves. De este
modo, el balance de masa no es riguroso, pero como se espera que los términos
correspondientes a pérdidas no sean muy grandes no se está introduciendo mucho
error.
Otra alternativa es usar programas de diseño asistido por computadoras (CAD) tales
como FLOWTRAN, PROCESS, DESIGN 2000, ASPEN, etc. para revisar los cálculos del
balance de masa.