optimizacion de separaciones por destilacion molecular

VIII CAIQ2015 y 3 JASP
OPTIMIZACION DE SEPARACIONES POR DESTILACION
MOLECULAR
LAORETANI Daniela S.*, IRIBARREN Oscar A.
Instituto de Desarrollo y Diseño INGAR Conicet - UTN Santa Fe, Argentina.
*e-mail: [email protected]
Resumen. El presente trabajo analiza alternativas de proceso al incorporar más
de una etapa en separaciones por destilación molecular, con diferentes inter
conexiones de las corrientes del proceso. Como es demostrado en la práctica,
dependiendo del material a procesar y de las especificaciones del producto a
obtener, una sola etapa de separación en ocasiones es insuficiente para obtener
el producto deseado dentro de las especificaciones establecidas. En este trabajo
se analiza la concentración del contenido de tocoferoles obtenidos a partir del
destilado de desodorización de aceite de soja (DDO). Los resultados obtenidos
muestran un aumento del rendimiento del producto deseado y una mejora en la
performance económica del proceso que aproximadamente triplica el ingreso
neto de la alternativa original .
Palabras claves: Destilación Molecular, Destilado de Desodorización,
Optimización, Proceso.
1. Introducción
La destilación molecular o destilación de camino corto, es un tipo de destilación en la
cual se opera con alto vacio permitiendo de esta forma realizar las separaciones a
temperaturas más bajas que en la destilación convencional. Esto es lo que convierte en
atractiva a esta tecnología para el tratamiento de compuestos termosensibles o compuestos
de alto peso molecular como vitaminas liposolubles, ácidos grasos libres, entre otros
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(Martins et al 2006a). Otra de sus cualidades es que el elevado vacio, con presiones de
trabajo que rondan los 20-70 μHg permite separar componentes de punto de ebullición muy
cercanos con más facilidad, porque el cociente entre sus tensiones de vapor es mayor a
medida que disminuye la presión de operación. Otra cualidad es que la separación de
compuestos se realiza con tiempos muy cortos de residencia en el evaporador, siendo esto
muy atractivo a la hora de cuidar la calidad de compuestos termolábiles (Watt, 1958).
Dependiendo de las variables operativas, las características del equipo implementado y de
los compuestos a separar, una sola etapa de separación en ocasiones resulta insuficiente
para obtener el o los productos deseados, con un buen rendimiento del proceso (Bradley
and Shellard 1984, Cvengros et al 2000). Este bajo rendimiento de separación está asociado
a que en esta tecnología de destilación no se genera ebullición de los componentes, lo que
conduce a que la transferencia de calor sea mucho más lenta comparada con la destilación
convencional. En una destilación convencional la ebullición de la mezcla no sólo aumenta
la superficie del área interfacial sino que también asegura un mezclado que homogeiniza la
temperatura del sistema. En condiciones de alto vacío, donde el fenómeno de mezcla no se
produce, las fracciones más ligeras escapan desde las capas superiores de la mezcla,
cercanas a la interfase. Mientras que esas mismas fracciones permanecen sin destilar en las
capas inferiores, cercanas a la superficie del evaporador (Watt 1958).
El destilado de la desodorización de aceites vegetales o DDO por sus siglas en ingles
(Deodorizer Distillate Oil) es un subproducto generado durante el proceso de la
desodorización del aceite durante su refinación. Este subproducto contiene una interesante
cantidad de tocoferoles que hace atractivo su procesamiento con el objeto de recuperarlos.
Los tocoferoles tienen una amplia aplicación en la industria cosmética, farmacéutica y
alimenticia como antioxidantes naturales. A nivel industrial, una tecnología ampliamente
implementada para la separación de los tocoferoles de la corriente de DDO es la destilación
molecular que permite, por las condiciones operativas implementadas, evitar su daño
térmico (Martins et al 2006, Pedroni y Asociados S.A. 2013, Moreira y Baltanas 2001).
El objetivo del presente trabajo fue optimizar una estructura de reciclo de corrientes en un
proceso de destilación molecular con más de una etapa de separación, tomando el proceso
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de concentración de tocoferoles del residuo de la desodorización de aceite de soja como
caso de estudio. Lo que se busca es maximizar el rendimiento de producto de la destilación
molecular, considerando que con una sola etapa de proceso este es muy pobre.
2. Desarrollo del trabajo
El desarrollo del presente trabajo consiste en la implementación de un modelo
sencillo basado en la volatilidad relativa de los compuestos (α) para representar la
separación de los mismos mediante destilación molecular (Lutisan et al 2002, Ocampo et al
2005). Este nivel de detalle del modelo preserva la generalidad de los resultados obtenidos,
mientras que los modelos más detallados computan los balances completos (materia,
energía y cantidad de movimiento) en la película que recubre la superficie el evaporador y
necesariamente deben incorporar la geometría del equipo (que son de lo más variadas).
2.1. Caso de estudio
El DDO en este caso es considerado una mezcla binaria donde los ácidos grasos libres
(AGL) constituyen el componente liviano, mientras que los tocoferoles (y más pesados)
representan la fase pesada o residuo de destilación. El DDO en el presente trabajo contiene
57,8 % p/p de AGL y un contenido de tocoferoles del 9% p/p dentro del 42.2 % p/p restante
de la muestra (Martins et al 2006a). En el modelo se consideraron los pesos moleculares
para AGL 280 gr/mol tomando el del ácido oleico y para tocoferol 425 gr/mol. El caudal de
alimentación considerado fue 40 kg/hr que es la capacidad de producción de DDO de una
industria localizada en el norte de la provincia de Santa Fe. Los modelos analizados fueron
desarrollados en GAMS 23.6 (General Algebraic Modeling System), a través del cual se
analizó el sistema y optimizaron las variables de proceso. Se realizó una evaluación
económica preliminar con la metodología propuesta por Douglas (1988) obteniendo el
valor del “Profit” en cada análisis. El precio de la materia prima considerado fue 1.16$/kg.
El precio del producto de interés, que en este caso es el concentrado de tocoferoles, fue de
11.4 $/kg (Laoretani e Iribarren 2014, Pedroni 1997). Los costos operativos fueron
considerados siguiendo Laoretani e Iribarren (2014) donde se computan en función del
caudal de alimentación al equipo, considerando un precio de la energía eléctrica de 0.07
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$/kWh y del agua de enfriamiento de 0.01 $/(1000L). Las hr de trabajos anuales
consideradas fueron 7200 hr/año. Los AGL destilados fueron considerados como un
subproducto del proceso destinado a combustible para caldera para el que se estimó un
valor económico como reemplazo de Fuel Oil, comparando ambos combustibles según su
rendimiento térmico: el poder calorífico mínimo del Fuel Oil es 41.900 kj/kg mientras que
el de los AGL es de 37.324 kJ/kg, dando una relación de poder calorífico AGL/ Fuel Oil =
0.8. El precio del Fuel Oil se estimó en 570 $/t (Garbini, 2012).
2.2. Modelo Matemático
En cuanto al modelo que representa la separación de los compuestos a través de la DM, se
trabajó con un modelo sencillo para describir cada separación expuesta en la figura 1.En la
misma se puede observar la configuración de DM considerando una etapa de separación
como caso base (Figura 1.a) y el diagrama de flujo considerando todas las combinaciones
posibles de flujos, basadas en la metodología fuente sumidero (Allen and Shonnard, 2002)
para dos etapas de DM (Figura 1.b). El modelo matemático que representa a ambos
procesos considera los balances de masa total y por componente para cada etapa de
separación a través de las ecuaciones Ec.1 y Ec.2 donde Q(q) representa los caudales
másicos para cada corriente q en kg/h interviniente en cada etapa X(i) es la fracción másica
de cada componente i (AGL y tocoferoles). Para representar la eficiencia de separación de
los componentes de interés en cada etapa de DM se utilizó la ecuación Ec.3 (Lutisan et. al.
2002). En la misma, Q(f) representa el caudal de alimentación, Q(h) el caudal de la fase
pesada, XAGLf, XAGLh las fracciones del compuesto volátil (AGL) en la alimentación y en la
fase pesada respectivamente. Para emplear en dicha fórmula se obtuvo el αE de datos
experimentales publicados por Martins et al (2006) para el mismo sistema en estudio,
arrojando un valor promedio de αE=11.8 para una temperatura y presión de trabajo de
160ºC y 10-6 bar. El αE fue comparado con el αT que se obtiene a partir de datos
termodinámicos de presión de vapor y peso molecular como se expone en la ecuación Ec.4.
El resultado obtenido para αT fue de 33. Donde el αE representa 36% del αT , lo que ilustra la
baja eficiencia de separación de este tipo de destilación, haciendo conveniente la utilización
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de más de una etapa de separación o reprocesamiento de las corrientes de salida del
proceso. Luego se adicionó al modelo una restricción para obtener el producto deseado
dentro de las especificaciones de calidad. Dicha restricción es que el producto de interés
contenga como máximo un 2% de AGL a través de la ecuación Ec.5.
Q
(q)
q
*X(i,q) = Q(q) *X(i,q)
(eq,i)
(1)
q
X
(i,q)
=1 (q)
(2)
i
 x AGLh *(1  x AGLf ) 

 x AGLf *(1  x AGLh ) 
 E  1  ln 
 Qh *(1  x AGLh ) 
ln 

 Qf *(1  x AGLf ) 
(3)
αT =
P1
P2
M2
M1
(4)
XAGLh  0.02
(5)
F
F
H
L
L
H
a
b
Fig 1. Destilación molecular en una etapa a la izquierda (a), múltiples opciones de
configuración de flujos para dos etapas de destilación molecular (b).
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Además de realizar una comparación en el rendimiento de producto entre el proceso
propuesto y el proceso base, realizamos una comparación de performance económica a
través del cálculo del Profit. El Profit se obtiene computando el ingreso (Ing en $/año) por
ventas de productos correspondiente a la corriente (q), al cual debe descontarse el costo
operativo (C.op en $/año) del proceso y el costo en capital de inversión anualizado (CIA en
$/año) como se expresa en la Ec. 6.
Profit= Ing- C.op.-CIA
(6)
El ingreso por la venta de productos se corresponde con la cantidad de productos
producidos anualmente a su correspondiente precio de venta expuesto en Ec.7. El costo
operativo del proceso analizado tiene en cuenta el costo de materia prima CMP(q), el cual es
obtenido con el caudal de ésta y su precio, mas los insumos que demandan el proceso:
energía eléctrica y consumo de agua en la Ec.8. El capital invertido anualizado fue obtenido
a través de la Ec.9 donde se realiza la sumatoria del costo de inversión de cada equipo
seleccionado por el correspondiente factor de anualizacion 0.325 considerando 5 años.
Ing= prod (q) *Precio
(7)
Cost.Op=CMP(q) +insumo
(8)
CIA=CI* 0.325
(9)
q
3. Resultados
En una primera etapa expondremos los resultados obtenidos de analizar solo una etapa
de destilación molecular como se muestra en la figura 1a. dichos resultados se exponen en
la tabla 1, donde podemos apreciar que el modelo del proceso predice que para cumplir con
la especificación de producto (contener un porcentaje de AGL como máximo del 0.2%), el
rendimiento de producto representa el 23.1% de la alimentación. La relación alimentación
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/destilado corresponde a 1.3, valor muy cercano al del trabajo publicado por Martins et al
(2006b) donde dicha relación toma un valor promedio de 1.6.
Tabla 1. Rendimiento de procesamiento para una etapa de destilación molecular.
Flujo (kg/h)
AGL (%p/p)
Resto (%p/p)
F
40.0
57.8
42.2
L
30.76
75.1
24.9
H
9.24
0.2
99.8
La figura 2 expone el resultado de la alternativa de proceso propuesta en el presente trabajo
juntamente con la tabla 2 donde se informan los caudales y composiciones de las corrientes
intervinientes en el proceso, logrando maximizar el objetivo propuesto. En dicha tabla se
puede observar que el producto cumple con la especificación de calidad en cuanto al
contenido de AGL y que representa un 38.1% de la alimentación. La relación alimentacióndestilado es de 1.6 y 1.35 para la primera y segunda etapa de DM respectivamente.
Nuevamente este parámetro cumple con el valor obtenido experimentalmente por Martins
et al (2006).
1
7
8
4
9
F
3
2
5
10
6
L
H
Fig 2. Resultado de selección de alternativa de proceso para destilación molecular
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El proceso puede ser implementado en modo campaña única requiriendo dos equipos de
menor tamaño, o en dos campañas en las que se realizan consecutivamente las separaciones
en un mismo equipo de mayor tamaño. Para la evaluación económica se consideraron dos
equipos de menor tamaño. En la tabla 3 se exponen los resultados de la evaluación
económica para ambos procesos. En la misma podemos apreciar el aumento en la
rentabilidad con solo el agregado de una etapa de destilación molecular al proceso.
Tabla 2. Rendimiento de procesamiento para performance Figura 1b, 1c.
Flujo (kg/h)
AGL (%p/p)
Resto (%p/p)
F
40
57.8
42.2
L
24.53
94.1
5.9
H
15.46
0.2
99.8
1
39.79
72.0
28.0
2
44.24
59.2
40.8
3
15.26
36.4
63.6
4
24.53
94.1
5.9
5
59.5
53.3
46.7
6
44.03
72.0
28.0
7
24.53
94.1
5.9
8
39.79
72.0
28.0
9
4.24
72.0
28.0
10
40
57.8
42.2
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Tabla 3. Evaluación económica de las diferentes alternativas de DM analizadas.
Componente económico
Proceso 1a
Proceso 1b
Ventas ($/año)
758.590
1.269.300
Costo Operativo ($/Año)
515.520
677.770
CIA ($/año)
81.250
134.600
Profit ($/año)
161.820
456.900
4. CONCLUSIONES
El proceso propuesto en el presente trabajo, donde se analiza la incorporación de más
de una etapa de separación para el proceso de DM, optimizando la recirculación de las
corrientes de entrada y salida a cada etapa de separación muestra resultados prometedores.
La evaluación económica de dicha alternativa comparada con la alternativa de base que
contiene solo una etapa de separación muestra un ingreso neto aproximadamente tres veces
mayor. El rendimiento de producto del proceso es mayor en la alternativa aquí propuesta.
Esta alternativa de proceso sería atractiva de aplicar cuando las especificaciones del
producto a obtener exigen una alta pureza del mismo.
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