UNIVERSIDAD VERACRUZANA

UNIVERSIDAD VERACRUZANA
FACULTAD DE CIENCIAS QUIMICAS
“OPTIMIZACIÓN DE COSTOS PARA LA SEPARACIÓN DE
UNA MEZCLA AZEOTRÓPICA MEDIANTE SIMULACIÓN
CON ASPEN PLUS”
TESIS:
PARA APROBAR EL EXAMEN DEMOSTRATIVO
DE LA EXPERIENCIA RECEPCIONAL DEL
PROGRAMA DE
INGENIERÍA QUÍMICA
PRESENTA:
NANCY AURIE MENDIOLA VICENCIO
DIRECTOR:
M.C. CARLOS ANTONIO MÁRQUEZ VERA
ASESOR:
DR. SERGIO NATAN GÓNZALEZ ROCHA
POZA RICA, VER.
DICIEMBRE 2013
CONTENIDO
CONTENIDO
PÁGINAS
RESUMEN ............................................................................................................ I
INTRODUCCIÓN .................................................................................................. II
JUSTIFICACIÓN ................................................................................................. IV
OBJETIVO GENERAL ......................................................................................... VI
OBJETIVOS ESPECIFICOS ....................................................................................VI
HIPÓTESIS ........................................................................................................ VII
CAPITULO I: MARCO TEÓRICO
I.1. Generalidades ................................................................................................ 1
I.2 Mezclas ideales ............................................................................................... 2
I.2.1 Ley de Raoult .................................................................................................... 2
I.2.2 Mezclas Azeotrópicas........................................................................................ 3
I.3 Separación de Mezclas ..................................................................................... 4
I.4 Operaciones de Separación ............................................................................. 6
I.4.1 Destilación Extractiva ........................................................................................ 6
I.4.1.1. Aplicaciones industriales ............................................................................ 9
I.4.2 Extracción líquido-líquido ................................................................................ 10
I.4.2.1 Aplicaciones de utilidad............................................................................. 11
I.5 Selección de mezcla azeotrópica ..................................................................... 14
I.6 Simulación en Aspen Plus ............................................................................... 17
I.7 Estimación de Costos de inversión del Proceso ................................................ 18
I.7.1 Método de Guthrie ........................................................................................... 19
I.7.2 Procedimiento ................................................................................................. 20
CAPÍTULO II: METODOLOGÍA
II.1 Selección y simulación de la mezcla azeotrópica ............................................. 21
II.2 Diseño del diagrama y simulación de la separación método no convencional ..... 24
II.3 Diseño del diagrama y simulación de la separación método convencional .......... 32
CONTENIDO
CAPITULO III: RESULTADOS
III.1 Resultados método de destilación extractiva primera columna en el proceso ..... 41
III.1.1 Resultados en la segunda columna en el proceso de destilación extractiva .. 46
III.1.2 Resultados en la tercera columna en el proceso de destilación extractiva ..... 48
III.1.3 Cantidad de agua necesaria para reducir la temperatura del disolvente ........ 50
III.2 Resultados en el método de la extracción L-L columna RadFrac ...................... 52
III.2.1 Cantidad de agua necesaria para reducir la temperatura del disolvente ........ 54
III.2.2 Cantidad de disolvente para en la extracción L-L .......................................... 55
III.3 Optimización de costos del proceso. .............................................................. 55
III.3.1 Optimización de costos del disolvente .......................................................... 56
III.3.2 Optimización de costos de equipo. ................................................................ 57
III.4 Comparación de métodos en costos generales ............................................... 59
III.4.1 Comparación en la eficiencia de los métodos ................................................ 59
III.5 Costos del material utilizando método de Guthrie en la destilación extractiva ..... 60
III.5.1 Especificaciones para la primera columna ..................................................... 61
III.5.1.1 Determinación de costos del material para la primera columna .............. 62
III.5.2 Especificaciones para la segunda columna ................................................... 64
III.5.2.1 Determinación de costos del material para la segunda columna ............. 65
III.5.3 Especificaciones para la tercera columna ...................................................... 66
III.5.3.1 Determinación de costos del material para la tercera columna ............... 67
III.6 Costos del material utilizando método de Guthrie en la extracción L- L .............. 69
III.6.1 Especificaciones para la única columna RadFrac del proceso ...................... 69
III.6.1.1 Determinación de costos material única columna RadFrac del proceso .. 70
III.6.2 Especificaciones para la columna de extracción L-L...................................... 72
III.6.2.1 Determinación del costo del material para la columna de extracción L-L 73
III.6.3 Comparación en los costos de operación y material adquiridos .................... 73
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES ......................................................... 75
REFERENCIA BIBLIOGRAFICA .......................................................................... 76
ANEXOS............................................................................................................ 78
CONTENIDO
INDICE DE FIGURAS
I.1 Esquema clásico del proceso de destilacion extractiva para separacion de un
sistema binario............................................................................................................ 76
I.2 Ejemplo de una destilación extractiva ................................................................... 10
II.1 Datos de equilibrio para la mezcla etanol-agua ..................................................... 21
II.2 Datos de equilibrio para la mezcla etanol-agua predecidos por NRTL .................. 22
II.3 Equipo de separacion Flash2 ................................................................................ 22
II.4 Condiciones en la corriente de alimentación ......................................................... 23
II.5 Acceso al tipo de análisis deseado con los datos de equilibrio.............................. 23
II.6 Diagrama de proceso para la serparacón de la mezcla azeotrópica etanol-agua por
medio del método de destilación extractiva ................................................................ 25
II.7 Condiciones en la corriente de alimentación de la mezcla azeotrópica ................. 26
II.8 Condiciones en la corriente de alimentación del disolvente en destilación ext. ..... 26
II.9 Configuración de operación para la primera columna .......................................... 27
II.10 Configuración de operación para la segunda columna ........................................ 27
II.11 Etapa de alimentación en las corrientes de alimentación .................................... 28
II.12 Configuración de operación para la columna de recuperación del disolvente ..... 28
II.13 Configuración en el condensador de la tercera columna ..................................... 28
II.14 Condiciones de operación para el intercambiador de calor en destilación ext ..... 29
II.15 Condiciones iniciales en el divisor para el método de destilación extractiva ........ 29
II.16 Simulación de la separación de la mezcla azeotrópica sin reflujo agregado ....... 30
II.17 Configuración final del divisor ............................................................................. 30
II.18 Configuración final en la corriente de alimentación de disolvente ....................... 31
II.19 Simulación final con cantidad de disolvente fijo en la corriente de desahogo y en
la retroalimentación por el método de destilación extractiva ....................................... 31
II.20 Curva de equilibrio obtenida por medio de las ecuaciones de estado PENG-ROB,
WILSON, VANLAAR, NRTL y UNIQUAC .................................................................... 33
II.21 Curva de equilibrio predicha por la ecuación CHAO-SEA ................................... 33
II.22 Curva de equilibrio predicha por la ecuación UNIFAC ........................................ 33
CONTENIDO
II.23 Diseño del diagrama para la separación de la mezcla azeotrópica por el método
convencional .............................................................................................................. 34
II.24 Selección del ortoxileno como disolvente ............................................................ 34
II.25 Configuración de alimentación para la corriente de la mezcla ............................. 35
II.26 Configuración de alimentación para la corriente del disolvente ........................... 35
II.27 Número de etapas en la columna Extract ........................................................... 36
II.28 Selección del refinado y el extracto como productos en la extracción ................. 36
II.29 Número de etapas para las corrientes de alimentación y de los productos ......... 36
II.30 Configuración en la rectificación del método de extracción L-L ........................... 37
II.31 Etapa de alimentación para el extracto ............................................................... 37
II.32 Presión de operación en el condensador de la columna RadFrac en el método de
la extracción L-L ......................................................................................................... 37
II.33 Configuración inicial del divisor en el método de la extracción L- L ..................... 38
II.34 Condiciones de operación para el intercambiador de calor en extracción L-L .... 38
II.35 Simulación sin reflujo de disolvente método de la extracción L-L ....................... 39
II.36 Configuración final del divisor ............................................................................. 39
II.37 Configuración final en la corriente de reposición del disolvente extracción L-L ... 40
II.38 Simulación final por el método de la extracción L-L ............................................ 40
III.1 Menú para hacer visibles las cargas térmicas en las simulaciones ...................... 41
III.2 Primera columna en el proceso de destilación extractiva ..................................... 42
III.3 Estados de la materia: Temperatura vs Entalpia .................................................. 43
III.4 Condiciones de alimentación en el Flash2 para conocer las entalpias ................. 44
III.5 Condiciones de operación para obtener un líquido saturado ................................ 44
III.6 Condiciones de operación para obtener un vapor saturado ................................. 44
III.7 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el condensador de la
primera columna del método de destilación extractiva ................................................ 45
III.8 Segunda columna en el proceso de destilación extractiva ................................... 46
III.9 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el condensador de la
segunda columna del método de destilación extractiva .............................................. 48
III.10 Tercera columna en el proceso de destilación extractiva ................................... 49
CONTENIDO
III.11 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el condensador de la
tercera columna del método de destilación extractiva ................................................. 50
III.12 Intercambiador de calor requerido en el proceso ............................................... 50
III.13 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el intercambiador de
calor del método de destilación extractiva................................................................... 51
III.14 Única columna RadFrac en el método de extracción L-L ................................... 52
III.15 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el condensador de la
columna del método extracción L-L ............................................................................ 53
III.16 Intercambiador de calor en el método de la extacción L-L ................................. 54
III.17 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el intercambiador de
calor del método de la extracción L-L ......................................................................... 55
INDICE DE TABLAS
I.1 Lista de algunos ejemplos de mezclas azeotrópicas con su respectivo disolvente
para la separación de la misma por el método de destilación extractiva ..................... 16
I.2 Nivel de presición, el cual puede variar desde un 40% para una estimación
preliminar y hasta un 3% para una estimación detallada ............................................ 18
I.3 Factores de módulos ............................................................................................ 20
III.1 Resultados predichos por Aspen en el Liquído saturado...................................... 43
III.2 Condiciones en la primera columna del método de destilación extractiva ............ 45
III.3 Condiciones en la segunda columna del método de destilación extractiva........... 47
III.4 Condiciones en la tercera columna del método de destilación extractiva ............. 49
III.5 Condiciones del disolvente en el Intercambiador de calordestilación ext. ............ 51
III.6 Condiciones en la única columna del método extacción L-L ............................... 53
III.7 Condiciones del disolvente en el Intercambiador de calor .................................... 54
III.8 Optimización de costos de disolvente mediante ................................................... 57
III.9 Optimización de costos de equipo a partir de la modificación del S y la R .......... 58
III.10 Comparación de las condiciones del etanol como producto principal ................ 60
III.11 Costo total de operación en los métodos del proceso ........................................ 74
III.12 Costo de material adquirido en cada método del proceso .................................. 74
RESUMEN
RESUMEN
La separación de las sustancias en una mezcla es un importante proceso para los
que estudian el área de la química y en muchas industrias. La comparación de
separación entre métodos convencionales y no convencionales mediante la
simulación ASPEN PLUS, es una práctica por la cual se puede determinar, el
proceso favorable para una mezcla. Como se presenta en el caso de la mezcla
azeotrópica etanol-agua la cual requiere ser separada para la obtención de etanol
con una pureza de un 99% en peso de alcohol, debido a que la principal fuente de
energía que dispone la humanidad son los combustibles fósiles, en especial el
petróleo y carbón, cuyas reservas se están agotando rápidamente. Cuando el
etanol se encuentra a elevadas purezas, puede ser utilizado como aditivo para la
gasolina, ganando explosividad y reduciendo importantemente las emisiones
contaminantes en la combustión.
La mezcla etanol-agua es sometida a diversas simulaciones con el fin de obtener
su separación y conseguir un alcohol con purezas muy elevadas. El primer método
de separación, es el método de la destilación extractiva el cual consta de tres
columnas de rectificación, utilizando al etilenglicol como disolvente ya que si se
utiliza un disolvente más caro, este método podría dejar de ser el más indicado,
por su alta cantidad de disolvente retroalimentado. El segundo método empleado
es el de la extracción L-L, la cual consta de una columna de rectificación y una
columna de extracción, utilizando al ortoxileno como disolvente.
I
INTRODUCCIÓN
INTRODUCCIÓN
La separación de mezclas azeotrópicas es una tarea muy usual en la industria
química; en ella nos encontramos con una inmensa variedad de mezclas, y todas
ellas han sido clasificadas por el diferente comportamiento de sus componentes
presentes.
Uno de los procesos más importantes e indispensables de la ingeniería química es
la separación de componentes mezclados, y actualmente existen métodos
convencionales de separación para todo tipo de mezclas, como la destilación que
es la operación de separar, comúnmente mediante calor, los diferentes
componentes líquidos de una mezcla, aprovechando los diferentes puntos de
ebullición (temperaturas de ebullición) de cada una de las sustancias a separar o
la extracción líquido-líquido que consiste en la separación de los componentes de
una mezcla líquida, por contacto con otro líquido, inmiscible con ella o
parcialmente inmiscible y que disuelve
preferentemente a uno de
los
constituyentes.
Pero la separación de componentes que tienen aproximadamente las mismas
temperaturas de ebullición es difícil de alcanzar su separación por destilación
simple aun cuando las mezclas sean ideales, y una separación completa a
menudo resulta imposible debido a la formación de azeotrópos. En los casos de
las mezclas azeotrópicas suelen utilizarse métodos no convencionales que son
más complejos y por lo tanto en ocasiones más costosos, como una destilación
extractiva. Una modalidad de destilación es la llamada destilación extractiva la
cual se trata de un método de rectificación de multicomponentes. A una mezcla
binaria que es difícil o imposible de separar por los métodos ordinarios, se le
agrega un tercer componente, un agente másico de separación (AMS), conocido
como disolvente, el cual altera la volatilidad relativa de los componentes originales
II
INTRODUCCIÓN
y permite, de esa forma, la separación. Este disolvente agregado es de baja
volatilidad, no evaporándose de modo apreciable durante todo el proceso.
Una aplicación de la destilación extractiva es la producción de etanol, para el cual
el desarrollo de tecnologías que permitan la producción por diferentes métodos de
deshidratación y consigan la obtención de altos niveles de pureza, convierte a este
como uno de los compuestos más atractivos ya que proviene de una materia
prima biológica renovable, no es corrosivo, ni tóxico y, además, mejora el
desempeño de las gasolinas. El principal problema de la producción de bioetanol
anhidro es el alto costo energético que conlleva su separación, ya que durante la
etapa de fermentación se obtienen grandes cantidades de caldo de fermentación
con bajas concentraciones de alcohol (entre 5-12 % en peso) por lo que es
necesario eliminar el exceso de agua (Quintero et al. 2007).
A través de los métodos convencionales de destilación es posible obtener etanol
con concentraciones cercanas a la composición azeotrópica (95.57 % en peso);
sin embargo, para que el etanol pueda ser mezclado con la gasolina es necesario
que su contenido de agua sea muy bajo cercano al 99 % en peso de etanol, con el
fin de evitar formación de 2 fases líquidas en la mezcla (Quintero et al. 2007).
Debido a que los procesos de separación antes mencionados son muchas veces
complejos,
se
recomienda
el
empleo
de
herramientas
computacionales
especializados en el área, en la cual se encuentra Aspen Plus, que es una
herramienta de proceso líder en el mercado de modelado para el diseño
conceptual, la optimización y supervisión del rendimiento para la industria química,
polímeros, productos químicos especiales, metales y minerales, y las industrias de
carbón. Aspen Plus es un elemento central de aspenONE AspenTech ®
aplicaciones de ingeniería. Ahora que se conocen las herramientas y los diferentes
métodos, se realizará la simulación de la separación de una mezcla azeotrópica
industrial comparando los métodos convencionales y no convencionales, debido a
que aún no se ha encontrado un método convencional lo suficientemente bueno
para dicha separación.
III
JUSTIFICACIÓN
JUSTIFICACIÓN
La principal fuente energética que dispone la humanidad son los combustibles
fósiles, en especial el petróleo y carbón, cuyas reservas se están agotando
rápidamente. La utilización de estos combustibles contamina el ambiente con
gases como el dióxido de carbono, óxidos de nitrógeno, los óxidos de azufre (SOx)
y material particulado (hollín), entre otros (Bobadilla, 1997). Con la finalidad de
encontrar fuentes alternativas se ha encontrado que el bioetanol es un compuesto
químico atractivo (Quintero et al. 2007), el cual se produce por la fermentación de
los azúcares contenidos en la materia orgánica de las plantas.
En este proceso se obtiene el alcohol hidratado, con un contenido aproximado del
88 % al 95 % en peso de agua, que tras ser deshidratado se puede utilizar como
combustible. El bioetanol mezclado con la gasolina produce un biocombustible de
alto poder energético con características muy similares a la gasolina pero con una
muy importante reducción de emisiones contaminantes en los motores
tradicionales de combustión (Becerra, 2008), por lo tanto se requiere la separación
de dicha mezcla.
La separación de las sustancias en una mezcla es importante para los que
estudian el área de la química y en muchas industrias, dado que la mayor parte de
los materiales, son obtenidos de productos naturales o preparados en el
laboratorio, y la mayoría son mezclas de sustancias, por lo tanto en el diseño de
columnas de destilación para la separación de mezclas no ideales, métodos como
McCabe Thiele o Ponchon Savarit, se vuelven obsoletos. Los procesos de
separación simples usados en el laboratorio son los mismos que los de las
industrias.
IV
JUSTIFICACIÓN
Cada uno de ellos tiene una enorme importancia práctica por lo que su análisis
riguroso permite la propuesta de nuevas tecnologías para lograr la separación de
mezclas no ideales. Hay que hacer mención especial al proceso de destilación,
muy empleado en la industria química por su efectividad y versatilidad para
combinarse con otras operaciones y llevar acabo separaciones más complejas.
Debido a que los cálculos rigurosos para los procesos de separación no ideal son
muy extensos y complejos, el uso de Aspen Plus se convierte en una herramienta
ideal para el tipo de proceso ya que este permite el diseño conceptual, la
optimización mediante la aplicación de la Ingeniería Económica y supervisión del
rendimiento para la industria química, polímeros, productos químicos especiales,
metales y minerales, y las industrias de carbón.
El presente trabajo se propone determinar la separación de la mezcla no ideal
etanol-agua. Para esto se hace necesario evaluar la posibilidad de elegir un nuevo
disolvente de extracción que tenga un mayor grado de inmiscibilidad con el etanol
que el agua, que no forme mezcla azeotrópica heterogénea con él y que, además,
tenga una mayor temperatura de ebullición. Este nuevo agente extractivo debe
disminuir su consumo global en la etapa de extracción y facilitar las separación del
etanol en las posteriores etapas de destilación, con la consiguiente optimización
de los costos del proceso.
V
OBJETIVOS
OBJETIVO GENERAL
Determinar la configuración y condiciones de proceso óptimas para la separación
de la mezcla azeotrópica etanol-agua empleando métodos convencionales y no
convencionales mediante la Simulación con Aspen Plus
OBJETIVOS ESPECIFICOS
 Seleccionar una mezcla azeotrópica en la cual uno de los componentes sea
útil, rentable y óptimo (etanol-agua).
 Comparar el equilibrio de bases de fases de la mezcla azeotrópica
mediante los resultados obtenidos por Aspen Plus
 Realizar la Simulación Aspen Plus utilizando el método de separación
Destilación Extractiva

Reducir los consumos energéticos de equipo y solventes procurando no
modificar la eficiencia del proceso en la destilación extractiva
 Realizar la Simulación Aspen Plus utilizando el método de separación
Extracción L-L

Reducir los consumos energéticos de equipo y solventes procurando no
modificar la eficiencia del proceso en la Extracción L-L
 Determinar los costos de servicio, de materias primas y solventes
 Comparar los costos de operación y equipos entre la destilación extractiva y
la extracción L-L
VI
HIPÓTESIS
HIPÓTESIS
Mediante la aplicación de métodos convencionales y no convencionales asociados
a un proceso de simulación de tipo computacional Aspen Plus, es posible
determinar el análisis y la optimización de costos de un proceso de separación.
VII
I MARCO TEÓRICO
CAPITULO I MARCO TEÓRICO
I.1. Generalidades
La principal fuente energética que dispone la humanidad son los combustibles
fósiles, en especial el petróleo y carbón, cuyas reservas se están agotando
rápidamente (Cassedy, 1990). A nivel mundial, aproximadamente 90 % de la
energía consumida proviene de fuentes no renovables, por lo que estos recursos
fósiles se están agotando aceleradamente y su tasa de disminución es cada vez
mayor. Por lo anterior, desde hace algunos años, distintas naciones han
incursionado en la búsqueda de fuentes alternas de energía (Becerra, 2008).
Dentro de las fuentes alternativas para la producción de energía se ha encontrado
que el etanol presenta características favorables, el etanol (alcohol etílico, alcohol
de grano) es un líquido claro, incoloro con un olor característico y agradable. En
una disolución acuosa, tiene un sabor algo dulce, pero en soluciones más
concentradas tiene un sabor ardiente. El etanol, CH3-CH2-OH, es un alcohol, un
grupo de compuestos químicos cuyas moléculas contienen un agrupo hidroxilo. –
OH, en condiciones de enlace a un átomo de carbono. El etanol se solidifica a 114.1°C, hierve a 78.5°C, y tiene una densidad de 0.789 g/ml a 20°C (Shakhashiri,
2009). El etanol es una droga psicoactiva y una de las más antiguas drogas
recreativas. Mejor conocido como el tipo de alcohol encontrado en bebidas
alcohólicas, también se utiliza en termómetros, como un disolvente y como
combustible.
La obtención del etanol se debe a la fermentación de azucares, en este proceso
se obtiene un alcohol diluido en agua. El agua como compuesto químico
habitualmente se piensa que es el agua natural que conocemos es un compuesto
químico de fórmula H2O, pero no es así, debido a su gran capacidad como
disolvente toda el agua que se encuentra en la naturaleza contiene diferentes
cantidades de diversas sustancias en solución y hasta en suspensión, lo que
corresponde a una mezcla. El agua es, quizá el compuesto químico más
1
I MARCO TEÓRICO
importante en las actividades del hombre y también más versátil, ya que como
reactivo químico funciona como ácido, alcalino, agente oxidante y agente reductor;
siendo a su vez el disolvente universal.
I.2 Mezclas ideales
Una mezcla es una combinación de dos o más sustancias en la cual las
sustancias conservan sus propiedades características. Las mezclas pueden ser
homogéneas (la composición de la mezcla es la misma en toda la solución) o
heterogéneas (su composición no es uniforme). Cualquier mezcla ya sea
homogénea o heterogénea, se puede formar y separar en sus componentes puros
por medios físicos sin cambiar la identidad de dichos componentes. Después de la
separación no habrá ocurrido cambio alguno en las propiedades y composición de
los componentes de la mezcla (Chang 1999). Por lo tanto, se llama mezcla ideal a
aquélla en la que no hay interacción entre sus partes y por tanto cualquier
magnitud conservativa y aditiva será igual a la media ponderada de los valores
que corresponden a cada especie en su estado estándar de referencia en esas
condiciones de P y T (para gases el estado de gas ideal puro, para disolventes el
de su fase pura, y para solutos el de dilución infinita), aunque aquí se va a usar el
símbolo * para designar cualquiera de estos estados estándar.
I.2.1 Ley de Raoult
Cuando se habla de mezclas ideales, a estas se les pueden determinar los datos
para la construcción de los diagramas de ebullición a partir de las tensiones de
vapor de los componentes puros. Este comportamiento ideal se presenta en
mezclas cuyos constituyentes muestran gran semejanza química, y se aproximan
a este comportamiento las mezclas cuyos componentes tienen iguales presiones
críticas. Estas disoluciones obedecen la ley de Raoult, según la cual “la presión de
vapor de cada componente es igual al producto de la fracción molar de dicho
componente en la fase liquida por la tensión de vapor del componente puro a la
misma temperatura”.
2
I MARCO TEÓRICO
Sin embargo, cuando la concentración de un componente, expresada en fracción
molar se aproxima a la unidad, su comportamiento se aproxima al previsto por la
ley de Raoult; por tanto, en disoluciones muy concentradas, esta ley se puede
aplicar como limite al componente que se halla en mayor proporción (Ocon 1968).
Si se trata de disoluciones diluidas, y para el componente que se encuentra en
menor proporción, se puede aplicar la ley de Henry, según la cual “la presión de
un componente en el vapor es proporcional a su concentración en el líquido”.
Comprobando el intervalo de aplicabilidad de estas leyes, podemos decir que la
ley de Raoult es aplicable al disolvente, y la de Henry es aplicable al soluto.
I.2.2 Mezclas Azeotrópicas
Azeotrópo o mezcla azeotrópica es una mezcla líquida de dos o más sustancias
que se comporta como una sustancia única, en el hecho que el vapor producido
por la evaporación parcial del líquido tiene la misma composición que el líquido. La
mezcla en ebullición constante muestra un punto máximo o mínimo de ebullición,
comparado con el de otras mezclas de las mismas sustancias. Un azeotrópo,
puede hervir a una temperatura superior, intermedia o inferior a la de los
constituyentes de la mezcla, permaneciendo el líquido con la misma composición
inicial, al igual que el vapor. Un ejemplo es la mezcla de etanol y agua, que forma
un azeotrópo para una concentración del 96% en peso de alcohol, que hierve a
una temperatura de 78,2 °C.
Cuando las desviaciones de la ley de Raoult son suficientemente grandes, el
diagrama obtenido por los datos de las tensiones de vapor sufre una modificación
y aparece un máximo (en el caso de desviaciones positivas o un mínimo (si las
desviaciones son negativas). La mezcla recibe el nombre de azeotrópica, ya que
proviene del griego azeotrópos que significa hervir sin cambio. Son más
abundantes las mezclas que presentan el máximo en la presión de vapor (que
corresponde a un mínimo en la temperatura de ebullición), y en este caso decimos
3
I MARCO TEÓRICO
que la mezcla presenta un azeotrópo mínimo cuya composición corresponde al
mínimo que aparece en la curva de ebullición para una presión total determinada.
En estas mezclas, las curvas de composición del líquido y del vapor son tangentes
en el punto de azeotropismo. Las mezclas cuya concentración es menor que la
correspondiente al azeotrópo dan lugar en la ebullición a un vapor más rico en el
componente más volátil que el líquido de partida, mientras que las mezclas de
concentración superior a aquella dan un vapor más pobre en componente más
volátil que el líquido de partida. Naturalmente, si se trata de una mezcla cuya
composición sea la del azeotrópo dará lugar a un vapor de la misma composición,
comportándose como si se tratara de un componente puro; por tanto, las mezclas
de esta estructura no pueden separarse por el método de destilación simple (Ocon
1968). La composición del azeotrópo varia con la presión total, siendo posible en
muchos casos eliminar el azeotrópo o al menos desplazarlo hacia el lugar que nos
interese por variación adecuada de la presión.
I.3 Separación de Mezclas
La separación de mezclas es una práctica muy común en la industria de la
química fina. Los procesos de destilación y extracción líquido-líquido se emplean
generalmente dentro de las ramas farmacéutica y biotecnológica para la
recuperación de disolventes utilizados en la síntesis química o bioquímica y en los
procesos de separación y purificación del producto final (Acosta, 2010). Tal es el
caso en la recuperación del alcohol etílico producido a partir de diferentes materias
primas se hace prácticamente de la misma manera. La concentración de alcohol
en los caldos de cultivo resultantes de los procesos de fermentación oscila entre 5
y 12 % en peso de etanol, por lo que es necesario concentrar el etanol hasta
valores mayores a 99 % en peso (Uyazan, 2004) y obtener así alcohol anhidro
(deshidratado), que es el utilizado en calidad de aditivo para la gasolina, ya que la
presencia de agua en el etanol puede con llevar a fallas durante la combustión en
el motor. Estas mezclas por destilación no son factibles económicamente debido a
la elevada cantidad de calor necesaria para la vaporización de los compuestos
involucrados, lo que significa mayor energía de calentamiento.
4
I MARCO TEÓRICO
Por otra parte, la extracción con disolventes resulta más viable que la destilación
cuando presenta componentes que tienen una baja volatilidad relativa o son
relativamente no volátiles. Otra aplicación la ha encontrado en aquellos
compuestos que son sensibles al calor como hormonas, antibióticos, productos
bioactivos naturales, etc. Esta técnica ha encontrado gran utilización en la
separación de metales y nuevas sustancias encuentran aplicaciones como
agentes de extracción (Valer, 2009).
La separación de mezclas azeotrópicas en fracciones de elevada pureza
constituye uno de los problemas técnicos y económicos más importantes y
retadores de la industria de procesos químicos (Vásquez, 2006). Sin embargo, la
necesidad de obtener alcohol deshidratado con el fin de ser usado como aditivo
oxigenante de la gasolina, ha impuesto una serie de retos a la industria y a los
centros de investigación, a fin de reducir los costos energéticos de la recuperación
de etanol cumpliendo los correspondientes estándares de calidad. Adicionalmente,
el impacto ambiental que presentan algunas tecnologías tradicionales de
separación ha hecho que la investigación sobre esquemas alternativos y no
convencionales sea mucho más intensa (Montoya et al., 2005).
Por otro lado, la diversidad de alternativas tecnológicas para la producción de
alcohol carburante ha hecho crucial el análisis del proceso global, a la par del
diseño y desarrollo de cada una de las operaciones que lo integran. Dentro de las
nuevas tendencias de investigación y desarrollo en esta área se cuenta la
integración del proceso con miras a develar las muy complejas interacciones entre
las diferentes etapas del proceso productivo (Lynd, 1996). El desarrollo de
procesos integrados permitirá una reducción sustancial de los costos de
producción y el incremento de la competitividad del bioetanol frente a la gasolina.
De otro lado, la integración de procesos es una condición indispensable para
optimizar el proceso de producción de etanol, de tal manera que se consideren
como objetivos no sólo la minimización de los costos productivos o la
maximización de diferentes indicadores financieros, sino también el mejoramiento
de los índices de desempeño ambiental de este proceso (Sánchez, 2005).
5
I MARCO TEÓRICO
I.4 Operaciones de Separación
Sería prácticamente imposible estudiar el número casi infinito de procesos
químicos que se llevan a cabo en la industria diariamente, si no hubiera un punto
en común a todos ellos. Afortunadamente, esta conexión existe. Cualquier proceso
que se pueda diseñar consta de una serie de operaciones físicas y químicas que,
en algunos casos son específicas del proceso considerado, pero en otros, son
operaciones comunes e iguales para varios procesos. Cada una de estas
operaciones es una operación unitaria. Este concepto fue introducido en 1915 por
el profesor Little, del Massachussets Institute of Technology (M.I.T.). La definición
dada entonces, fue la siguiente: “... todo proceso químico conducido en cualquier
escala puede descomponerse en una serie ordenada de lo que pudieran llamarse
operaciones unitarias, como pulverización, secado, cristalización, filtración,
evaporación, destilación, extracción, etc. El número de estas operaciones básicas
no es muy grande, y generalmente sólo unas cuantas de entre ellas intervienen en
un proceso determinado” (Marcilla 1998).
I.4.1 Destilación Extractiva
Con el nombre de destilación se entiende la separación de los componentes de
una mezcla liquida por vaporización parcial de la misma, de tal manera que la
composición del vapor obtenido sea distinta de la composición del líquido de
partida resultando distinta también la composición del líquido residual. La
destilación es una de la operaciones básicas más importantes de la industria
química y permite separar los componentes de una mezcla liquida al estado de
sustancia puras (Ocon 1968). La destilación es la operación de separar,
comúnmente mediante calor, los diferentes componentes líquidos de una mezcla,
aprovechando los diferentes puntos de ebullición (temperaturas de ebullición) de
cada una de las sustancias a separar. Una modalidad de destilación es la llamada
destilación extractiva. Se trata de un método de rectificación de multicomponentes.
A una mezcla binaria que es difícil o imposible de separar por los métodos
ordinarios, se le agrega un tercer componente, un agente másico de separación
(AMS), conocido como disolvente, el cual altera la volatilidad relativa de los
6
I MARCO TEÓRICO
componentes originales y permite, de esa forma, la separación. Este disolvente
agregado es de baja volatilidad, no evaporándose de modo apreciable durante
todo el proceso. La destilación extractiva se usa en la industria petroquímica y
química para la separación de sistemas de puntos de ebullición cercanos, críticos,
o azeotrópicos, para los cuales la destilación sencilla con una única alimentación
es demasiada cara o imposible.
La figura I.1 ilustra el esquema clásico de un proceso de destilación extractiva
para la separación de un sistema binario. La configuración consiste en una
columna extractiva de doble alimentación y en una columna de recuperación de
disolvente. Los componentes A y B pueden tener una volatilidad relativa baja o
formar un azeotrópo de mínimo punto de ebullición. El disolvente se introduce en
la columna de extracción a una elevada concentración unos platos por debajo del
condensador, pero por encima del plato de alimentación. Debido a que el
disolvente se elige no volátil, permanece a una concentración relativamente
elevada en la fase líquida a lo largo de las distintas secciones de la columna, por
debajo del plato de alimentación de disolvente.
Figura I.1 Esquema clásico de un proceso de destilación extractiva para la
separación de un sistema binario
Uno de los componentes, A (no necesariamente el componente más volátil de la
mezcla original), se extrae como una corriente de destilado esencialmente pura.
7
I MARCO TEÓRICO
Debido a que el disolvente es no volátil, como mucho unos pocos platos situados
por encima del plato de alimentación del disolvente son suficientes para separar el
disolvente del destilado. El producto de cola, consistente en B y el disolvente, se
envía a la columna de recuperación. El destilado procedente de la columna de
recuperación es B puro, y el disolvente-producto de cola se recicla de vuelta a la
columna extractiva.
La destilación extractiva trabaja mediante el aprovechamiento de las mejoras
inducidas por el disolvente o las moderaciones de las no idealidades de la fase
líquida de los componentes que van a ser separados. El disolvente modifica,
selectivamente, los coeficientes de actividad de los componentes que van a ser
separados. Para lograr esto, es necesaria una alta concentración de disolvente.
Varios aspectos son esenciales respecto al disolvente:

Alta selectividad, o habilidad para alterar de tal modo que el equilibrio
vapor-líquido de la mezcla original permita su fácil separación utilizando
pequeñas cantidades del disolvente.

Baja volatilidad, con el fin de prevenir la evaporación del disolvente con el
producto principal y manteniendo una concentración elevada en la fase
líquida.

Separabilidad. El disolvente debe poder separarse con facilidad de la
mezcla a la cual se adicionó; en particular, no debe formar azeótropos con
las sustancias originales.

Además es importante considerar el costo, toxicidad, carácter corrosivo,
estabilidad química, punto de congelamiento y viscosidad.
La columna de destilación extractiva debe ser una columna de doble alimentación,
con el disolvente alimentado por encima de la alimentación primaria.
8
I MARCO TEÓRICO
I.4.1.1. Aplicaciones industriales
La destilación extractiva es generalmente sólo aplicable a sistemas en los que los
componentes que van a ser separados contienen uno o más grupos funcionales
diferentes. En un método antieconómico normalmente para la separación de
estereoisómeros, homólogos, o isómeros homólogos o estructurales que
contienen los mismos puntos funcionales, a menos que las diferencias en las
estructuras también contribuyan a significativas diferencias en la polaridad, el
momento dipolar o el carácter hidrofóbico. Uno de los ejemplos de la destilación
extractiva es el caso de la separación de tolueno de hidrocarburos parafínicos
(Figura I.2). Ambos compuestos tienen pesos moleculares muy parecidos y es
muy difícil separarlos debido a su volatilidad relativamente baja. A pesar de eso,
es necesario recuperar el tolueno a partir de ciertas mezclas de hidrocarburos del
petróleo. Como hidrocarburo parafínico se toma el isooctano (punto de ebullición
93ºC). El isooctano es más volátil que el tolueno (punto de ebullición 110,8 ºC).
En presencia de fenol (punto de ebullición 181,4 ºC) la volatilidad relativa del
isooctano aumenta, de forma que la separación del tolueno es relativamente
sencilla con aproximadamente 83 % en mol de fenol en el líquido. El diagrama de
flujo es el que se muestra en la figura: La mezcla binaria se introduce más o
menos en el centro de la torre de destilación extractiva (1); el fenol, como
disolvente, se introduce cerca de la parte superior, a fin de que posea
concentraciones elevadas en la mayoría de los platos en la torre. En estas
condiciones, el isooctano se destila fácilmente como producto principal, mientras
que el tolueno y el fenol se separan como residuo.
Aunque el fenol tiene un punto de ebullición relativamente elevado, su presión de
vapor es suficiente para que pueda evitarse su presencia en el producto principal.
La sección de recuperación del disolvente en la torre, que puede ser relativamente
corta, sirve para separar el fenol del isooctano. EI residuo de la torre debe
rectificarse en una torre auxiliar (2), para separar el tolueno del fenol que se
recircula; esta es una separación relativamente sencilla. En la práctica, el
hidrocarburo parafínico es una mezcla y no isooctano puro, pero el principio de la
separación es el mismo.
9
I MARCO TEÓRICO
Un proceso de este tipo depende de la diferencia del alejamiento del ideal entre el
disolvente y los componentes de la mezcla binaria que se va a separar. En el
ejemplo dado, tanto el tolueno como el isooctano por separado forman soluciones
líquidas no ideales con el fenol, pero la no idealidad es mayor con el isooctano que
con el tolueno. Por lo tanto, con las tres sustancias presentes, el tolueno y el
isooctano se comportan como una mezcla no ideal y su volatilidad relativa se
vuelve más alta. Las consideraciones de este tipo forman las bases para la
elección de un disolvente para la destilación extractiva (Treybal 1988).
Figura I.2 Ejemplo de una destilación extractiva (Robert E. Treybal)
I.4.2 Extracción líquido-líquido
El estudio experimental del equilibrio de fases líquido-líquido de sistemas
multicomponentes es de gran importancia para los procesos industriales de
extracción en fase liquida, ya que se requiere que los disolventes elegidos sean no
tóxicos para el proceso, más eficientes, más baratos, menos corrosivos y más
selectivos. Por esta razón es indispensable contar con datos experimentales
confiables de equilibrio de fases líquido-líquido de los compuestos de interés. La
extracción líquida, llamada algunas veces extracción con disolventes, es la
separación de los componentes de una solución líquida por contacto con otro
líquido insoluble. Si las sustancias que componen la solución original se
distribuyen de manera distinta entre las dos fases líquidas, se puede lograr cierto
10
I MARCO TEÓRICO
grado de separación, que puede incrementarse mediante el uso de contactos
múltiples o su equivalente en la forma de la absorción de gases y la destilación.
Por ejemplo, si una solución de ácido acético en agua se agita con un líquido
como acetato de etilo, parte del ácido, pero relativamente poca agua, entrará en la
fase éster. Puesto que las densidades de la capa acuosa y la del éster son
diferentes en el equilibrio, se separarán al cesar la agitación; también se pueden
separar por decantación. Puesto que ahora la relación de ácido a agua en la capa
de éster es diferente de la relación de la solución original y distinta también de la
relación de la solución acuosa residual, se ha logrado cierto grado de separación.
Este es un ejemplo de contacto por etapas; puede llevarse a cabo en lotes o en
forma continua. El agua residual puede extraerse repetidamente con más éster
para reducir más aún el contenido de ácido, o se puede re arreglar una cascada a
contracorriente de etapas. Otra posibilidad es utilizar algún tipo de aparato de
contacto continuo a contracorriente, en donde no se tienen etapas discretas. La
utilización del reflujo, como en la destilación, puede mejorar más aún la separación
final.
En todas las operaciones de este tipo, la solución que se va a extraer se llama
alimentación y disolvente el líquido con el cual se pone en contacto la
alimentación. El producto de la operación rico en disolvente se llama extracto; el
líquido residual de donde se separó el soluto es el refinado. En procesos más
complicados se pueden utilizar dos disolventes para separar los componentes de
una alimentación. Por ejemplo, una mezcla de ácido p- y o-nitrobenzoico puede
separarse distribuyendo los ácidos entre cloroformo y agua, que son líquidos
insolubles. El cloroformo disuelve preferencialmente al isómero para y el agua al
isómero orto. A esto se le llama extracción con doble disolvente o fraccionada
(Treybal 1988).
I.4.2.1 Aplicaciones de utilidad
Las aplicaciones de la extracción líquida se clasifican en varias categorías:
aquellas aplicaciones en que la extracción esta en competencia directa con otros
11
I MARCO TEÓRICO
métodos de separación y aquellas aplicaciones en que es el único método
adecuado. En competencia con otras operaciones de transferencia de masa, aquí,
los costos relativos son importantes.
La destilación y la evaporación son métodos directos de separación; los productos
obtenidos están formados básicamente de sustancias puras. Por otra parte, la
extracción líquida produce nuevas soluciones, que a su vez deben separarse,
frecuentemente por destilación o evaporación. Por ejemplo, es difícil separar, por
destilación, al ácido acético de una solución diluida con agua; en cambio, puede
separarse con relativa facilidad mediante la extracción con un disolvente adecuado
y la destilación posterior del extracto. En particular, para las soluciones más
diluidas en las cuales el agua debe evaporarse por destilación, la extracción es
más económica; especialmente, porque el calor de evaporación de la mayoría de
los disolventes orgánicos es sustancialmente menor que el del agua. La extracción
también puede resultar aconsejable como alternativa frente a la destilación al alto
vacío, a temperaturas muy bajas, para evitar la descomposición térmica.
Por ejemplo, los ácidos grasos de cadena larga pueden separarse de los aceites
vegetales mediante destilación al alto vacío, pero se separan en forma más
económica por extracción con propano líquido. El Tántalo y el Niobio se pueden
separar mediante una tediosa cristalización fraccionada de los fluoruros dobles
con potasio; en contraste, su separación es bastante sencilla por extracción líquida
de las soluciones de ácido fluorhídrico con metilisobutilcetona (MIK). Como un
sustituto de métodos químicos (Los métodos químicos consumen reactivos y con
frecuencia conducen a una costosa eliminación de los subproductos químicos), la
extracción líquida, que no provoca gastos químicos o eliminación de subproductos,
puede ser menos costosa.
La separación de metales como uranio-vanadio, hafnio-zirconio, tungstenomolibdeno y los productos de fisión de los procesos de energía atómica, se llevan
a cabo más económicamente por extracción liquida. Aun los metales menos
costosos como cobre y sustancias químicas inorgánicas como ácido fosfórico,
ácido bórico y similares, se pueden purificar de manera económica mediante
12
I MARCO TEÓRICO
extracción líquida, a pesar de que el costo de recuperación del disolvente debe
incluirse en las cuentas finales. En la destilación, en donde la fase vapor se crea a
partir del líquido por adición de calor, el vapor y el líquido están compuestos
necesariamente de las mismas sustancias; por lo tanto, son muy similares
químicamente.
Entonces, las separaciones producidas dependen de las presiones de vapor de las
sustancias. En contraste, en el caso de la extracción líquida, los componentes
principales de las dos fases son muy distintos químicamente; por esto, son
posibles las separaciones de acuerdo con el tipo químico. Por ejemplo, los
hidrocarburos aromáticos y parafínicos de aproximado peso molecular no se
pueden separar por destilación, ya que sus presiones de vapor son casi iguales;
sin embargo, pueden separarse fácilmente por extracción con distintos
disolventes, como dióxido de azufre líquido, di etilenglicol o sulfolano. (Es
importante observar que la destilación extractiva también es útil en estas
operaciones, pero es simplemente la extracción de la fase vapor con un
disolvente, mientras que la destilación líquida es la extracción de la fase líquida.
Con frecuencia, los mismos disolventes son útiles en los dos casos.
Muchos productos farmacéuticos -penicilina, por ejemplo, se producen en mezclas
tan complejas que sólo la extracción líquida es un método adecuado de
separación (Treybal 1988). La clave de un proceso eficaz reside en la posibilidad
de disponer de un disolvente adecuado. Además de no toxico, barato y fácilmente
recuperable, un buen disolvente deberá ser relativamente inmiscible con solvente
de los componentes de la alimentación y poseer diferente densidad. Ha de tener
una afinidad muy grande para el soluto, del cual será fácilmente separable por
destilación, cristalización u otros medios. Los modelos de solución utilizados para
la correlación de los datos experimentales de los equilibrios de fases líquidolíquido estudiados con UNIQUAC (Universal Quasichemical Activity Coefficients) y
NRTL (Non Random Two Liquids). Estos modelos se consideran los más
adecuados para la correlación de datos de equilibrio de fases líquido-líquido
(Aspen Plus 2006).
13
I MARCO TEÓRICO
I.5 Selección de mezcla azeotrópica
Se han encontrado miles de ejemplos de mezclas azeotrópicas con punto
azeotrópico mínimo. Una de las más importantes es la mezcla etanol-agua, el cual
a 1 atm aparece a 95.57 % en peso de etanol y se encuentra a 78.2 °C, este punto
azeotrópico desaparece a presiones de 70 mmHg (Treybal 1988).
Para esta mezcla se encuentran diferentes métodos no convencionales de
separación, como por ejemplo la destilación a bajas presiones, la cual hace uso
del cambio en el equilibrio de fases a presiones inferiores a la atmosférica, lo que
conlleva a la desaparición del azeotrópo por debajo de los 6 kPa. Pero para
obtener un producto de alta pureza es necesario utilizar torres con gran número de
etapas (por encima de 40) y con altas relaciones de reflujo, con elevados costos
de capital y energéticos debido al mantenimiento del vacío en columnas con gran
cantidad de platos.
En lugar de la destilación por vacío se emplea la destilación azeotrópica, que
consiste en la adición de un tercer componente a la mezcla etanol-agua y se
forman nuevos azeotrópos que facilitan la separación en esquemas tecnológicos
que involucran dos o tres columnas de destilación. Entre las sustancias (llamadas
arrastradores) que se agregan a las mezclas de etanol-agua resultantes del
proceso de obtención de alcohol se encuentra el benceno, el tolueno y el pentano.
El proceso consiste de una columna de deshidratación (columna azeotrópica) que
se alimenta con una mezcla cercana al 90 % de peso de etano. A esta columna se
le agrega en el plato superior el benceno, mientras de la parte inferior alcohol
anhídrido con una concentración de agua menor al 1 %. El vapor de salida de la
parte superior de la columna, con una composición igual o cercana a la del
azeotrópo ternario, se condensa y se lleva a un separador en donde la fracción
14
I MARCO TEÓRICO
rica en agua se alimenta a una pequeña columna de lavado (columna
despojadora) para la regeneración del arrastrador, mientras la otra fracción se
recircula como reflujo a la parte superior de la columna azeotrópica.
Sin embargo el uso de benceno no es deseable debido a sus propiedades
carcinogénicas, por lo que se ha propuesto la destilación extractiva, en donde la
tercera sustancia que se agrega (denominada disolvente) modifica la volatilidad
relativa de los componentes de la mezcla etanol-agua sin formar nuevos
azeotrópos, facilitando así la separación. El disolvente debe ser de baja volatilidad
a escoger a voluntad. Para que su separación en la tercera torre de destilación,
donde se recupera, sea mucho más fácil.
Como disolvente se ha usado tradicionalmente etilenglicol pero se debe de cuidar
la presión y temperatura del proceso ya que el etilenglicol realiza con mayor
eficiencia la separación a 80 °C pero se descompone a trabajos mayores de 0.2
atm y se oxida a los 150 °C (Quintero, 2007), se indica que bajo condiciones de
operación específicas, la destilación extractiva para la obtención de etanol anhidro
puede ser competitiva energéticamente en comparación con la destilación
azeotrópica, lo cual ha sido corroborado por Montoya y Quintero et al. (2005)
mediante simulación. Se puede apreciar en la tabla I.1 la cual contiene una lista de
los de algunos ejemplos de mezclas azeotrópicas, indicando el tipo de azeotrópo
en ellas, el disolvente favorables para su separación y una breve reseña del
sistema.
15
I MARCO TEÓRICO
Tabla I.1 Lista de algunos ejemplos de mezclas azeotrópicas con su respectivo
disolvente para la separación de la misma por el método de destilación extractiva
SISTEMA
Etanol-agua
TIPO
Azeotrópo
mínimo Teb
BencenoAzeotrópo
ciclohexano
mínimo Teb
Acetato
de Azeotrópo
etilo-etanol
mínimo Teb
THF-agua
Azeotrópo
mínimo Teb
AcetonaAzeotrópo
metanol
mínimo Teb
IsopropenoAzeotrópo
pentano
mínimo Teb
Piridina-agua
Azeotrópo
mínimo Teb
Acetato
de Azeotrópo
metilo-metanol mínimo Teb
DISOLVENTE
RESEÑA
de Etilen-glicol, sales Alternativa a la destilación
de acetato para azeotrópica, destilación por
procesos con sal
variación de presión
de Anilina
de Esteres altos
alcoholes
aromáticos
de Propilen-glicol
o Proceso similar para otros
sistemas alcohol-ester
Alternativa a la destilación por
variación de presión
de Agua,
anilina,
Etilen-glicol
de Furfural,
DMF,
acetonitrilo
de Bisfenol
de Etilen-glicol,
monometil éter
Elemento de un sistema de
recuperación como alternativa
a la producción de acetato de
metilo por destilación reactiva;
alternativa a la destilación
azeotrópica por variación de
presión
Acido nítrico- Máximo Teb
nitrato
de Los procesos de ácidos
agua
magnesio
para sulfúrico
dependen
procesos salinos
fuertemente de la curvatura
del limite
Isómeros
de Teb cercanos y Anilina-fenol
heptanoazeotrópos de
tolueno
mínimo Teb
Acetato
de Teb cercanos
Fenol, aromáticos
Alternativa a la destilación
vinilo-acetato
simple
de etilo
PropanoTeb cercanos
Acrilonitrilo
Alternativa a la destilación
propileno
simple
EtanolTeb cercanos
Benzoato
de Alternativa a la destilación
isopropanol
metilo.
simple
16
I MARCO TEÓRICO
I.6 Simulación en Aspen Plus
La simulación es una técnica muy poderosa y ampliamente usada en las ciencias
para analizar y estudiar sistemas complejos. En Investigaciones se formularon
modelos que se resolvían en forma analítica. En casi todos estos modelos la meta
era determinar soluciones óptimas. La simulación permite al analista imitar la
realidad, así como, analizar metas múltiples simultáneamente; es una herramienta
muy buena porque proporciona una descripción más adecuada de la realidad. Los
beneficios que se obtienen al utilizar simulación son ahorros económicos para la
empresa, ahorro en cuanto a tiempo e incremento de la productividad. Un análisis
puede efectuarse manualmente, pero cuando se vuelve complicado es necesario
utilizar una herramienta de computadora como una hoja de cálculo, no obstante
esta presenta una limitante pues no tiene la habilidad de incluir la aleatoriedad que
ocurre en un modelo, ni las interdependencias de los recursos y las entidades que
se mueven en el. El análisis estático utiliza parámetros promedio, como
consecuencia, el analista puede llegar a conclusiones erróneas, sobre estimando
o subestimando una determinada situación, mientras que la simulación
proporciona una descripción adecuada de la realidad. Las técnicas de
optimización como la programación lineal, la programación por metas y la
dinámica son útiles, pero se encuentran limitadas a alcanzar solo una meta
excluyendo otras metas que pueden tener relevancia.
En conclusión la simulación ofrece muchas más ventajas frente a otras
herramientas pues permite al analista imitar la realidad, incluyendo la aleatoriedad
que
ocurre
basado
en
una
distribución
de
probabilidad
identificada
apropiadamente, o una distribución tomada de los datos. Examina múltiples metas
simultáneamente, analiza el desempeño de un sistema, con respecto a varios
factores, proporcionando información a múltiples disciplinas en el sistema en
estudio permitiendo determinar un mejor sistema y una mejor estrategia. Además
ofrece beneficios económicos como: inversiones, trabajos y contrataciones
innecesarias, incrementa la productividad, la satisfacción del cliente, mejora la
toma de decisiones y ahorro en los tiempos de análisis.
17
I MARCO TEÓRICO
I.7 Estimación de Costos de inversión del Proceso
Cuando una tecnología es bien conocida, puede tenerse acceso a su costo de
inversión a través de fuentes especializadas o del licenciador de la tecnología.
Cuando el proceso está en desarrollo a escala laboratorio, esta estimación
generalmente no está disponible. Es necesario en estos casos tener alguna
estimación razonable del potencial económico del proceso en desarrollo, aun
cuando esta estimación no sea completamente precisa. Una estimación aceptable
en un momento dado puede servir para discriminar alternativas, o para evitar
esfuerzos de tiempo y dinero en proyectos que no ofrezcan un buen potencial
económico.
Tabla I.2 Nivel de precisión, el cual puede variar desde un 40 % para una
estimación preliminar y hasta un 3 % para una estimación detallada.
PRECISIÓN DE ESTIMACIÓN DE INVERSIONES
TIPOS DE
ESTIMACIÓN
Orden de magnitud
PRECISIÓN
BASE GENERAL
PROBABLE %
Información previa sobre costos
40
similares
Estudio vía factores
de estimación
Estudio preliminar
Conocimiento de un diagrama de
25
flujo
Datos suficientes para la
12
preparación de un presupuesto
Definitivo
(Control del proyecto)
Detallado
(Firma constructora)
Datos detallados, pero diagramas
6
incompletos
Diagramas y especificaciones
3
completas
En general, cualquier método de estimación requiere primero de un diagrama de
flujo que muestre los principales componentes de equipos y sus dimensiones. El
proceso de estimación tiene dos pasos generales: a) La estimación del costo base
de las unidades de equipo Y b) El uso de factores de experiencia para incluir los
accesorios adicionales para la operación de esos equipos de procesos.
18
I MARCO TEÓRICO
I.7.1 Método de Guthrie
Guthrie publicó en 1969 una de la mejores recopilaciones que se tengan sobre
estimaciones de costos. Para el manejo de esta información, se divide la planta en
módulos. Esta técnica se usa para estimar el costo de una unidad o planta
instalada. Para una estimación actual de algún equipo en particular, se
recomienda consultar la revista Chemical Engineering, donde se publican con
frecuencia métodos de estimación de inversiones de diferentes tipos de equipos
de procesos. Aunque el trabajo de Guthrie incluye la posibilidad de estimar
módulos como edificios, oficinas administrativas, terrenos y desarrollo del lugar,
los módulos de equipo de proceso son los que representan el mayor interés y
utilidad en este caso. Los módulos de equipo consisten de una combinación de
varios elementos de costos, tales como:

Costo de equipo (fob)

Mano de obra directa en campo

Costo directo de material y mano de obra

Costos indirectos

Costo del módulo desnudo

Costo del módulo total
La estimación del costo de un módulo de equipo de proceso representa el costo
de la construcción del equipo (intercambiador de calor, bomba, columna, etc.) y el
costo del material, mano de obra e indirectos necesarios para instalar el equipo en
un circuito de proceso químico. El método comienza con la estimación de un costo
base en función de alguna dimensión del equipo. Ese costo base implica acero al
carbón como material de construcción, una geometría base de equipo, una presión
de operación moderada y un año base de 1968. Ese costo debe corregirse luego
al incorporar los datos del material de construcción, geometría, presión y año para
la estimación del equipo deseado. Otra parte del ajuste implica el uso de factores
de módulo, aplicables al costo base para luego corregir ese valor por el efecto de
las características de la unidad deseada.
19
I MARCO TEÓRICO
Tabla I.3 Factores de módulos (pueden verse conceptualmente como una especie
de factores de Lang modificados)
FACTORES DE MÓDULOS
Unidad
Factor del Módulo
Hornos de procesos
2.30
Calentadores de fuego directo
2.30
Intercambiadores de calor
3.39
Enfriadores de aire
2.54
Recipientes verticales
4.34
Recipientes horizontales
3.29
Bombas
3.48
Compresores
3.21
I.7.2 Procedimiento
Guthrie presenta en su trabajo varios caminos alternativos cuyo punto final es la
estimación del costo de un módulo del proceso. Una de las maneras más simples
de procesar la información es la siguiente:
1) Obtener el costo base para una geometría base, acero al carbón y 1968,
2) Ajustar el costo base por efecto de la geometría requerida para el equipo y
material de construcción. Se obtiene el costo
, que implica que no se
incluyen costos de transporte y por la base de datos usados este costo se
aplica al año 1968.
3) Para obtener el costo del módulo:
-
Usar el factor del módulo desnudo:
-
Sumar diferencia entre la unidad deseada y la base
(
-
)
Ajustar el costo hacia el año deseado usando índices de costos como
los de Chemical Engineering. Añadir contingencias. Guthrie recomienda
usar un factor de 15%:
20
II METODOLOGÍA
CAPÍTULO II METODOLOGÍA
II.1 Selección y simulación de la mezcla azeotrópica
Dentro de las mezclas empleadas en la industria química se observó que la
mezcla etanol-agua tiene gran importancia económica ya que se emplea en la
producción de etanol anhídrido el cual es utilizado como aditivo para las gasolinas
pero se requiere de su pureza en un mínimo de 99 % en peso de etanol (Caicedo,
2004). Esta mezcla forma un azeotrópo aproximadamente al 95.57 % en peso de
etanol lo cual representa un problema económico. En base a esto, se eligió como
mezcla azeotrópica a estudiar.
Se encontró que la ecuación de estado que describe el equilibrio líquido vapor
para la mezcla etanol-agua es NRTL (Quintero, 2007), con el fin de demostrar que
el simulador reproduce los datos experimentales de forma correcta, se
compararon los resultados experimentales (figura II.1) contra los obtenidos en el
simulador (figura II.2) observándose el mismo comportamiento.
Figura II.1 Datos de equilibrio para la mezcla etanol agua (Quintero 2007)
21
II METODOLOGÍA
Figura II.2 Datos de equilibrio para la mezcla etanol - agua predichos por NRTL
(mediante simulador Aspen Plus)
La simulación se realiza mediante el empleo de un separador Flash2. Esta es una
herramienta fundamental en la simulación y trabaja como un separador de una
entrada con dos salidas (Figura II.3), se seleccionan los componentes
y la
ecuación de estado la cual predice de forma correcta los resultados y por la
corriente de entrada de flujo se consideró con una concentración equimolar, a 25
°C, un flujo de 100 lbmol/hr y una presión de 14.7psi (Figura II.4).
Figura II.3 Equipo de separación Flash2
22
II METODOLOGÍA
Figura II.4 Condiciones en la corriente de alimentación
Dichas curvas de equilibrio pueden ser vistas accediendo en el menú TOOLS,
ANALYSIS, PROPERTY, BINARY que se encuentra en la barra de menús (Figura
II.5), dicha acción nos permite seleccionar YX como tipo de análisis y en base a
que componente es considerada la composición, la cual normalmente es
considerada en base al componente más volátil.
Figura II.5 Acceso al tipo de análisis deseado con los datos de equilibrio
23
II METODOLOGÍA
II.2 Diseño del diagrama y simulación de la separación por el
método no convencional (destilación extractiva)
El método empleado fue destilación extractiva debido a que según lo reportado en
bibliografía muestra mayores rendimientos (Quintero, 2007). Para esta simulación
se seleccionó un disolvente de separación, recordando que este debe de ser
miscible
en
la
mezcla
para
que
pueda
modificar,
selectivamente
y
considerablemente los coeficientes de actividad de los componentes que van a ser
separados en este caso etanol-agua, sin formar nuevos azeótropos. Además el
disolvente agregado debe de tener una baja volatilidad para que su recuperación
en la tercera torre sea fácil, además de un punto de ebullición muy alto. Para
lograr la separación, es necesaria una alta concentración de disolvente.
El etilenglicol es la mejor opción (Tabla I.1) ya que es un solvente muy miscible
con ambos componentes y esto permite la separación de la mezcla original
(Morrison 1990), además de tener un punto de ebullición muy alto (197.08°C). En
base a esto se construyó un diagrama de procesos en ASPEN PLUS el cual
consta de tres columnas de rectificación RadFrac dicha columna realiza trabajos
rigurosamente en sistemas de 2 o 3 fases de fraccionamiento en columnas
individuales. La primera realiza una operación de rectificación esto permite
acercarse al azeotrópo, por lo que se puede realizar una mejor separación ya que
ese es el punto donde el disolvente debe de alterar las volatilidades, la segunda
columna realiza la destilación extractiva mediante el procedimiento ya explicado y
la última mediante otra rectificación recupera el disolvente el cual recircula por
todo el sistema por unidad de tiempo.
Esta simulación se obtuvo mediante el diseño de un diagrama de procesos y el
uso de tres Columnas RadFrac, un Intercambiador de calor Heater, un Mezclador
Mixer y un Divisor FSplit (Figura II.6).
24
II METODOLOGÍA
Figura II.6 Diagrama de procesos para la separación de la mezcla azeotrópica
etanol-agua por medio del método de destilación extractiva
Una vez diseñado el diagrama de procesos para la separación se toma en
consideración las condiciones de entrada para la mezcla y para el disolvente
realizando la primera simulación sin reflujo alguno, por lo tanto en la salida de
desahogo aproximadamente se obtendrá todo el etilenglicol agregado. Para la
simulación de separación se seleccionaron los componentes y la ecuación de
estado ya estudiada para este método.
Considerando una composición de 0.0505 en fracción mol de etanol ya que
aproximadamente esa es la concentración a la que se obtiene el etanol por
métodos de fermentación de caldos (0.1197 en fracción masa), una temperatura
ambiente de 25 °C o 77°F, la cantidad de flujo de alimentación de la mezcla es de
1400.2 Kg/hr y la presión en la corriente de alimentación de la mezcla etanol-agua
es de 14.7 psi (Figura II.7). La corriente del etilenglicol que entra por el mezclador
Mixer debe de estar presente en gran cantidad, por lo que es necesario agregar
17900Kg a una temperatura de 25 °C y una presión de entrada de 14.7 psi (Figura
II.8).
25
II METODOLOGÍA
Figura II.7 Condiciones en la corriente de alimentación de la mezcla azeotrópica
Figura II.8 Condiciones en la corriente de alimentación del disolvente en el
método de destilación extractiva.
La configuración de la primera columna consta de 24 etapas o platos, este número
de etapas permite estar lo más cerca posible del azeotrópo. Cuenta con un
condensador total, esto asegura que todo el producto se convertirá en un líquido
con una concentración de etanol en el punto azeotrópico. La mezcla contiene
167.63 Kg de etanol pero no es posibles recuperar todo el etanol, por lo tanto se
calcula la cantidad de destilado mediante una tanteo de simulaciones llegando a la
conclusión de que la cantidad de destilado en la columna de acercamiento al
azeotrópo es de 153.2 Kg/hr; la torre cuenta con una relación de reflujo de 100 ya
que se probaron varias cantidades de reflujo hasta llegar a esta que es la más
favorable (Figura II.9). Y la presión de operación en el condensador es de 0.2 atm.
26
II METODOLOGÍA
Figura II.9 Configuración de operación para la primera columna
La segunda columna RadFrac realiza la destilación extractiva y esto hace
necesario un mayor número de etapas que una rectificación común además de
tener dos corrientes de alimentación, esta columna trabaja con 32 etapas. El
destilado es totalmente condensado y esta corriente es el principal producto de la
separación obteniendo un alcohol con purezas de más de 99% en peso de etanol.
La cantidad de flujo que se obtiene por el destilado es de 3.1635Kmol/hr. Este
valor es la cantidad aproximada de etanol que se encuentra en la mezcla ya
procesada y es obtenido mediante los resultados producidos en la rectificación de
la columna anterior. La columna ejerce una relación de reflujo de 100 (Figura II.10)
y las corrientes de alimentación de la mezcla azeotrópica y del disolvente entran
en las etapas 16 y 15 respectivamente (Figura II.11), con una presión de
operación en el condensador de 0.2 atm.
Figura II.10 configuración en la segunda columna
27
II METODOLOGÍA
Figura II.11 Etapa de alimentación en las corrientes de alimentación
La tercera columna RadFrac es una rectificación simple la cual permite recuperar
el disolvente por el fondo de la columna, separándola de los residuos de la mezcla
inicial. Cuenta con 21 etapas las cuales son en menor número comparadas con la
columna anterior, el tipo de condensador que tiene la columna es uno total, ya que
a pesar de que este es el final del proceso de separación el producto obtenido por
el domo de la torre sigue siendo de gran interés, aunque es muy poca cantidad
(0.809lbmol/hr) este sigue teniendo trazas de etanol las cuales pueden ser
recuperadas después. La relación de reflujo de es de 100 (Figura II.12) y la
presión de operación para el condensador de 0.2 atm (Figura II.13).
Figura II.12 Configuración de operación para la columna de recuperación del
disolvente
Figura II.13 Configuración en el condensador de la tercera columna.
28
II METODOLOGÍA
Uno de los servicios más importantes en el proceso es el intercambiador de calor
Heater, el cual permite que el etilenglicol siempre al momento de entrar a la
columna de destilación extractiva se mantenga a 80 °C, esto es muy indispensable
ya que ese es el punto en el que el disolvente realiza mejor la separación además
de controlar su temperatura, porque si el disolvente alcanza los 150 °C o si trabaja
con presiones superiores a 0.2 atm (Quintero, 2007) este se descompone (Figura
II.14).
Figura II.14 Condiciones de operación para el intercambiador de calor en el
método de destilación extractiva
La operación del Divisor FSplit, determina la cantidad de disolvente que regresa a
la columna de destilación extractiva. Pero en el proceso el disolvente ha perdido
pureza por haberse mezclado con la mezcla azeotrópica en la segunda columna,
por ello se somete a una rectificación con el residuo del agua-etanol, para poder
determinar la cantidad correcta que debe regresar primero se debe saber cuánta
es la cantidad de disolvente impuro que sale por el fondo de la tercera columna.
Para poder determinar esto es necesario escoger la corriente de desahogo e
indicar que la fracción de salida sea de cero (Figura II.15).
Figura II.15 Condiciones iniciales en el divisor para el método de destilación
extractiva
Una vez establecidas todas las condiciones de operaciones se realiza la
simulación (Figura II.16) donde que la corriente de retorno del disolvente no
presenta alguna variacion y que los resultados son correctos.
29
II METODOLOGÍA
Corriente
de retorno
Corriente de
desahogo
Resultados
correctos
Figura II.16 Simulación de la separación de la mezcla azeotrópica sin reflujo
agregado.
Como ahora se sabe que por la corriente de desahogo la cantidad de disolvente
impuro es de 17900.2106 Kg/hr se realiza la operación de reflujo editando la
configuración del divisor descontando el flujo de la corriente de desahogo en
pequeñas porciones, la cantidad que es retirada también debe de ser excluida de
la alimentación del etilenglicol fresco. Llegando al término de la simulación con
resultados correctos y determinando que por cada hora se deben de retirar del
sistema 17897.165 Kg (Figura II.17) de etilenglicol contaminado y por lo tanto por
cada hora se debe de añadir 2.835 Kg (Figura II.18) de etilenglicol fresco; en la
última simulación, por el método de destilación extractiva se puede observar que
se han obtenido resultados favorables y que las corrientes de desahogo y retorno
tienen actividad (Figura II.19).
Figura II.17 Configuración final del divisor
30
II METODOLOGÍA
Figura II.18 Configuración final en la corriente de alimentación de disolvente
Te mper a ture ( K)
Q
Duty ( c a l/se c)
Figura II.19 Simulación final con cantidad de disolvente fijo en la corriente de
desahogo y en la retroalimentación por el método de destilación extractiva.
31
II METODOLOGÍA
II.3 Diseño del diagrama y simulación de la separación por el
método convencional (extracción L-L)
La operación unitaria seleccionada para realizar la separación de la mezcla etanolagua por el método convencional fue la extracción líquido-líquido. Para dicho
método en la selección del disolvente de separación se tomaron en cuenta las dos
cualidades más importantes en la extracción L-L; el disolvente de separación debe
de ser inmiscible con el solvente de la mezcla original para este caso el agua y no
debe de formar azeotrópo con el soluto de la mezcla o sea el etanol. El agua es el
solvente que forma el mayor número de inmiscibilidades con otros solventes, por
lo tanto además de tomarse en cuenta la inmiscibilidad también se consideró la
solubilidad de los solventes en el agua. De los solventes que mostraron mejor
inmiscibilidad y una muy poca solubilidad con el agua fue el Xileno. Así que se
decide tomar al Ortoxileno como disolvente de separación por ser el xileno con el
más alto punto de ebullición (144.43 °C), lo que facilitara su recuperación en la
columna de rectificación. Por lo tanto la mezcla etanol-ortoxileno se convertirá en
el extracto y el agua en el refinado para la extracción líquido-líquido.
Debido a que se no conocen los datos de equilibrio para el sistema etanolortoxileno los cuales son necesarios para comprobar que el extracto no forma
azeotrópo y además será sometida a una rectificación para la recuperación de
ambos componentes se realizaron diversas simulaciones considerando las 8
ecuaciones de estado de mayor importancia para procesos químicos como son
PENG-ROB, SRK, WILSON, VANLAAR, CHAO-SEA, UNIFAC incluidas NRTL
(Non Random Two Liquids) y UNIQUAC (Universal Quasi-Chemical Activity
Coefficients) ya que son las dos ecuaciones de estado más favorables para la
extracción L-L (Aspen Plus 2007). Para dichas simulaciones se empleó un
separador Flash2, obteniendo estos resultados (Figura II.28; Figura II.29; Figura
II.30).
32
II METODOLOGÍA
Figura II.20 Curva de equilibrio obtenida por medio de las ecuaciones de estado
PENG-ROB, SRK, WILSON, VANLAAR, NRTL Y UNIQUAC.
Figura II.21 Curva de equilibrio predicha por la ecuación CHAO-SEA
Figura II.22 Curva de equilibrio predicha por la ecuación UNIFAC
33
II METODOLOGÍA
Para la simulación de la extracción L-L se diseñó un diagrama (Figura II.23) en el
cual se utilizó una Columna Extract que nos permite resolver sistemas de
extracción a contra corriente con un solvente líquido, una Columna RadFrac, un
Intercambiador de calor Heater, un Mezclador y un Divisor.
Figura II.23 Diseño del diagrama para la separación de la mezcla azeotrópica por
el método convencional (extracción L-L)
Como se puede apreciar en las curvas de equilibrio dos de las ocho ecuaciones
predicen la formación de un azeotrópo y el resto nos permitió visualizar la misma
curva sin formación de azeotrópo. Por lo tanto se decide tomar a NRTL como la
ecuación de estado que nos permite resolver el sistema por dicho método, y como
disolvente se escoge al orto-xileno (Figura II.24).
Figura II.24 Selección del ortoxileno como disolvente
34
II METODOLOGÍA
Para la corriente alimentación se considera una mezcla con las mismas
condiciones a la simulación anterior, una composición de 0.0505 en fracción mol
de etanol. Se toman 1400.2 Kg/hr como flujo de alimentación para la mezcla
etanol-agua, a una temperatura ambiente de 77 °F ó 25 °C con una presión de
14.7 psi (Figura II.25). Y por la alimentación del mezclador son necesarios 3040
Kg/hr de ortoxileno como alimentación inicial del proceso a una temperatura de 77
°F y una presión de 14.7 psi (Figura II.26).
Figura II.25 Configuración de alimentación para la corriente de la mezcla
Figura II.26 Configuración de alimentación para la corriente del disolvente
Como condiciones de operación en la columna Extract se consideraron 20 etapas
mediante un proceso adiabático (Figura II.27), a diferencia de la destilación, en la
extracción se obtienen dos productos, el refinado el cual para este caso es el
agua, y el extracto, en el cual se forma la nueva mezcla de etanol-ortoxileno
(Figura II.28) que después será sometida a una rectificación para la obtención del
producto de interés y para la recuperación del disolvente.
35
II METODOLOGÍA
Además otra diferencia entre estos métodos es que en la destilación se puede
seleccionar la etapa de alimentación y en la extracción las entradas tanto como las
salidas siempre son por el domo y el fondo de la columna (Figura II.29).
Figura II.27 Número de etapas en la columna Extract
Figura II.28 Selección del refinado y el extracto como productos en la extracción
Figura II.29 Número de etapas para las corrientes de alimentación y de los
productos
36
II METODOLOGÍA
Una vez culminada la operación de extracción L-L, el extracto que ahora se ha
convertido en la nueva mezcla de interés es sometido a una rectificación en una
columna RacFrac para la recuperación del disolvente y del producto principal.
Considerando 25 etapas para una mejor pureza, el tipo de condensador debe de
ser total debido a que como producto final se requiere un líquido saturado, una
cantidad de destilado total de 172.5 Kg/hr porque aunque la cantidad de etanol en
la mezcla sea de 167.63 Kg/hr el proceso de extracción y rectificación no son
suficientes para eliminar el exceso de agua, la relación de reflujo para esta
columna es de 50 (Figura II.30). La corriente de alimentación es ingresada en el
plato número 13 (Figura II.31) y la presión de operación para el condensador es de
14.7 psi (Figura II.32).
Figura II.30 Configuración en la rectificación del método de extracción L-L
Figura II.31 Etapa de alimentación para el extracto del proceso anterior
Figura II.32 Presión de operación en el condensador de la columna RadFrac en el
método de la extracción L-L
37
II METODOLOGÍA
De igual forma, como en la destilación extractiva aún no se conoce la cantidad
ideal de disolvente para reflujo, es necesario realizar el mismo procedimiento
configurando por primera y única ocasión al divisor con la opción de Split Fraction
de 0 para la corriente de retorno y así poder conocer la cantidad de disolvente
contaminado que abandona el proceso (Figura II.33).
Figura II.33 Configuración inicial del divisor en el método de la extracción L-L
Como la corriente de reflujo regresa al mezclador junto con la corriente de
disolvente puro es necesario enfriar el disolvente contaminado. El intercambiador
de calor que se encuentra entre el divisor y el mezclador tiene la función de
disminuir la temperatura del xileno ya utilizado a los 25°C que es la misma
temperatura que el disolvente puro; el enfriamiento del disolvente contaminado se
realiza a la presión de 1atm (Figura II.34).
Figura II.34 Condiciones de operación para el intercambiador de calor en el
método de la extracción L-L
Se realiza la simulación una vez que ya se han terminado de configurar todos los
servicios. Pero el resultado es diferente a la simulación anterior ya que en esta
ocasión ASPEN reproduce unos resultados correctos pero indica una advertencia
en el proceso, esto se debe porque todo el disolvente sale por la corriente de
desahogo, por lo tanto el intercambiador de calor no recibe flujo alguno esto indica
que el simulador no solo considera las condiciones de operación sino que además
toma en cuenta el diseño del proceso, esto se puede apreciar en la figura II.35.
38
II METODOLOGÍA
Corriente de
desahogo con
su respectiva T
Corriente de
retorno con su
respectiva T
Figura II.35 Simulación sin reflujo de disolvente, resultados favorables con
advertencia en el método de la extracción L-L
Una vez que ya se conoce la cantidad de disolvente contaminado que sale al final
del proceso, se edita la configuración del divisor cambiando la opción de Split
Fraction por Flow, en esta opción se agrega el flujo de salida y se empieza a
descontar la cantidad de disolvente contaminado en la corriente de desahogo y al
mismo tiempo, se excluye esa misma cantidad por la corriente de alimentación.
Ese procedimiento se realiza hasta llegar al punto en el que es necesario retirar
2987.553 kg/hr de ortoxileno contaminado (Figura II.36) y solo es necesario añadir
0.7835 Kg/hr de disolvente fresco (Figura II.37).
Figura II.36 Configuración final del divisor
39
II METODOLOGÍA
Figura II.37 Configuración final para la corriente de reposición del disolvente en el
método de la extracción L-L
Una vez que se encuentran activados todos los servicios y que ya se conoce la
cantidad ideal de salida de disolvente contaminado y al mismo tiempo la cantidad
ideal de disolvente puro para relleno se realiza la simulación final obteniendo
resultados favorables para dicho proceso (Figura II. 38).
Figura II. 38 Simulación final por el método de la extracción L-L
40
III RESULTADOS
CAPITULO III RESULTADOS
Una vez realizadas todas las simulaciones se determina la cantidad de vapor que
se requiere en cada re-hervidor de las columnas RadFrac, la cantidad de agua
necesaria en los condensadores y los costos de agentes másicos (etilenglicol y
ortoxileno). Para este análisis se utilizan los resultados que ASPEN predijo
utilizando la carga térmica del condensador y del re-hervidor, estas cargas se
pueden apreciar accediendo desde la barra de menús al menú TOOLS, OPTIONS
y se desplegara una ventana secundaria y en la pestaña de Results View se
selecciona Heat/Work y Temperatura (Figura III.1).
Figura III.1 Menú para hacer visibles las cargas térmicas en las simulaciones
III.1 Resultados del método de destilación extractiva primera
columna en el proceso
En la primera columna de este proceso y ya editadas las opciones en los
resultados, se obtiene que la energía en el condensador necesaria es de Qc=1134874 cal/s y la energía en el re-hervidor es de Qr=1147025 cal/s. Además la
corriente del domo de la columna tiene una temperatura de 315 K, la corriente del
fondo tiene una temperatura de 332K y la corriente de alimentación de la mezcla la
cual se encuentra a una temperatura ambiente (Figura III.2).
41
III RESULTADOS
Figura III.2 Primera columna en el proceso de destilación extractiva
En el re-hervidor de esta columna necesitamos un vapor de 352K ya que el
incremento de temperatura ideal para todos los sistemas es ΔT=20°C. Para
conocer la cantidad de vapor necesaria se tienen que encontrar la temperatura
ideal del vapor (Cengel 1996) y ubicar la temperatura ideal de vapor a 352K.
A la temperatura de 352 K el vapor del agua tiene una
(Occon), por
lo tanto
la
diferencia
y
de
estas
es
, siendo este el calor latente ( ) cedido. Para el re-hervidor de
esta columna, la cantidad de vapor requerido es:
(
)
En la torre de RadFrac se obtiene un producto en punto de rocío, el cual pasa a
través de un condensador y este entrega el mismo componente pero en su punto
de burbuja o punto de ebullición. La temperatura en la que se obtiene el líquido es
a la misma que se produce el vapor, ya que es una mezcla prácticamente pura y la
única diferencia entre ellos es su entalpia (Figura III.3).
42
III RESULTADOS
Figura III.3 Estados de la materia; Temperatura VS Entalpia
Debido a un balance de energía se puede determinar que la entalpia perdida por
la mezcla es la misma que gana el líquido de enfriamiento, donde normalmente se
utiliza el agua en este proceso, dependiendo de la temperatura que se desea
alcanzar. En este caso el cambio de entalpia no es más que la cantidad de
energía necesaria para cambiar de estado a la materia, cambiando un vapor
saturado a un líquido saturado. Por lo tanto la diferencia de entalpia en la mezcla
es igual a la cantidad de entalpia necesaria del agua.
Para conocer la entalpia del producto en la torre es necesario ingresar a los
resultados predichos por Aspen. En los resultados se pueden apreciar el caudal de
salida, la temperatura que ya antes se conocía, se puede observar que el producto
es completamente líquido además de poder conocer las unidades de la entalpia en
este sistema (Tabla III.1)
Tabla III.1 Resultados predichos por ASPEN en el líquido saturado
Condiciones del líquido saturado
Flujo total (kg/h)
153.1998
Temperatura (K)
315.4175
Fracción líquido
1
Entalpia (cal/s)
-63 855.01
43
III RESULTADOS
Ahora solo es necesario conocer la entalpia del vapor saturado y así poder
conocer la diferencia de entalpias para la mezcla, para obtener estos resultados
requeridos es necesario realizar una simulación más. Como equipo se utiliza un
separador Flash2, un flujo másico de mezcla de 153.200295 Kg/hr que es la
cantidad del destilado, una presión de entrada de 1 atm, a una temperatura de 25
°C y las concentraciones del etanol en el líquido resultante que es de 0.92345 en
fracción masa (Figura III.4). En la configuración del separador se adaptan 0.2 atm
ya que es la presión de operación en el sistema y se especifica como resultado un
producto con una fracción de vapor en 0 ya que esto es un líquido saturado
(Figura III.5). Al terminar la simulación se edita la configuración del separador
cambiando la fracción vapor de 0 a 1 y esto es un vapor saturado (Figura III.6).
Figura III.4 Condiciones de alimentación en el Flash2 para conocer las entalpias
de la mezcla
Figura III.5 Condiciones de operación
Figura III.6 Condiciones de operación
para obtener un líquido saturado.
para obtener un vapor saturado.
44
III RESULTADOS
Una vez realizadas ambas simulaciones se observan los resultados, y así
podemos conocer la diferencia de entalpia entre el vapor (Tabla III.2) y el líquido.
Además se puede apreciar que los resultados en el líquido saturado son los
mismos que en el proceso; y se hace notar que los resultados en la temperatura,
como ya se había mencionado, se mantiene constante.
Tabla III.2 Condiciones en la primera columna del método de destilación extractiva
Propiedades
Condiciones del
Condiciones del
líquido saturado
vapor saturado
Flujo total (kg/h)
153.1998
153.1998
Temperatura (K)
315.4175
315.4178
Fracción líquido
1
0
Fracción vapor
0
1
Entalpia (cal/s)
-63 855.01
-54 237.39
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
(
)
(
)
Ahora se requiere calcular la cantidad de agua para lograr la diferencia de energía.
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.7) en el cual se interpreta la
transferencia de energía de la mezcla al agua que se encuentra a un temperatura
ambiente.
Figura III.7 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
condensador de la primera columna del método de destilación extractiva
45
III RESULTADOS
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Por lo tanto como resultado final se concluye que la primera columna RadFrac del
proceso no convencional requiere de 2.07765 Kg/s de vapor de agua a 352K en el
re-hervidor y 1.37395 Kg/s de agua a 298K en el condensador.
III.1.1 Resultados en la segunda columna en el proceso de destilación
extractiva
En la segunda columna de este proceso se puede observar que la energía
necesaria en el condensador es de Qc=-904684 cal/s y la energía en el re-hervidor
es de Qr=1127942 cal/s. Además la corriente del domo de la columna tiene una
temperatura de 315 K, la corriente del fondo tiene una temperatura de 422 K, la
corriente de alimentación superior es el flujo del etilenglicol el cual se presenta a
80 °C y la corriente de alimentación inferior es el producto de la primera columna
que se encuentra a 315 K (Figura III.8).
Figura III.8 Segunda columna en el proceso de destilación extractiva
46
III RESULTADOS
Para poder realizar la separación del componente principal es requerido ingresar
un vapor de agua de 442K. A la temperatura de 442K el vapor del agua tiene una
y
(Occon), por lo tanto la diferencia
de estas es
, siendo este el calor latente ( ) cedido. Para el re-
hervidor de esta columna, la cantidad de vapor requerido esta temperatura es:
(
)
Para el cálculo de la cantidad de agua necesaria para condensar el producto
principal se obtienen las características en los productos tanto como en el vapor
saturado como en el líquido saturado (Tabla III.3).
Tabla III.3 Condiciones en la 2a columna del método de destilación extractiva
Propiedades
Condiciones del
Condiciones del
líquido saturado
vapor saturado
Flujo total (kg/h)
145.6317
145.6317
Temperatura (K)
315.4702
315.4704
Fracción líquido
1
0
Fracción vapor
0
1
Entalpia (cal/s)
-57 771.64
-49 072.77
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
(
)
(
)
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.9) en el cual se interpreta la
transferencia de energía del producto principal al agua que se encuentra a una
temperatura ambiente.
47
III RESULTADOS
Figura III.9 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
condensador de la segunda columna del método de destilación extractiva
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Por lo tanto como resultado final concluimos que la segunda columna RadFrac del
proceso no convencional requiere de 2.3015 kg/s de vapor de agua a 442K en el
re-hervidor y 1.242695 kg/s de agua a 25°C en el condensador. Además en esta
columna se requieren 17900Kg de etilenglicol, pero esta es solo una carga inicial
de disolvente en el proceso ya que después en esta misma columna es necesario
añadir 2.835 kg/h.
III.1.2 Resultados en la tercera columna en el proceso de destilación
extractiva
En la tercera columna de este proceso se puede observar que la energía
necesaria en el condensador es de Qc=-68791 cal/s y la energía en el re-hervidor
es de Qr=72434cal/s. Además la corriente del domo de la columna tiene una
temperatura de 322 K, la corriente del fondo tiene una temperatura de 423 K, la
corriente del fondo de la columna anterior es el flujo de la nueva mezcla aguaetilenglicol la cual se encuentra a 422 K y es el producto del fondo de la segunda
columna (Figura III.10).
48
III RESULTADOS
Figura III.10 Tercera columna en el proceso de destilación extractiva
Para poder realizar la recuperación del disolvente es requerido ingresar un vapor
de agua de 443K. A la temperatura de 443K el vapor del agua tiene una
y
(Occon), por lo tanto la diferencia de
estas es
, siendo este el calor latente ( ) cedido. Para el re-
hervidor de esta columna, la cantidad de vapor requerido esta temperatura es:
(
)
Para el cálculo de la cantidad de agua necesaria para condensar el agua residual
se obtienen las características en los productos tanto como en el vapor saturado y
como en el líquido saturado (Tabla III.4).
Tabla III.4 Condiciones en la 3a columna del método de destilación extractiva
Propiedades
Flujo total (kg/h)
Temperatura (K)
Fracción líquido
Fracción vapor
Entalpia (cal/s)
Condiciones del
líquido saturado
10.20059
322.4079
1
0
-7 379.147
Condiciones del
vapor saturado
10.20059
329.4537
0
1
-6 943.814
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
(
)
(
)
49
III RESULTADOS
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.11) en el cual se interpreta la
transferencia de energía de la mezcla al agua que se encuentra a un temperatura
ambiente.
Figura III.11 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
condensador de la tercera columna del método de destilación extractiva
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Por lo tanto como resultado final se concluye que la tercera columna RadFrac del
proceso no convencional requiere de 0.14803 kg/s de vapor de agua a 431K en el
re-boiler y de 0.02291 kg/s de agua a 25°C en el condensador.
III.1.3 Cantidad de agua necesaria para reducir la temperatura del
disolvente
El intercambiador de calor es muy indispensable en el proceso. Este permite
reducir la temperatura del disolvente, en la corriente que es proveniente del
mezclador y que se encuentra a 423K y es entregada por la corriente que ingresa
a la segunda columna del proceso y esta se encuentra a 353K. Se puede observar
que la cantidad de energía retirada es Q=-226901cal/s (Figura III.12).
Figura III.12 Intercambiador de calor requerido en el proceso.
50
III RESULTADOS
Para el cálculo de la cantidad de agua necesaria para enfriar el disolvente
requerido en el reflujo se obtienen las características en la entrada del
intercambiador y en la salida del mismo (Tabla III.5).
Tabla III.5 Condiciones del disolvente en el intercambiador de calor del método de
destilación extractiva
Propiedades
Flujo total (kg/h)
Temperatura (K)
Entalpia (cal/s)
Presión (atm)
Disolvente caliente
Disolvente frio
17 900
422.9959
-8.3901 x 106
0.2
17 900
353.9959
-8.6170 x 106
0.2
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.13) en el cual se interpreta la
transferencia de energía del disolvente al agua que se encuentra a una
temperatura ambiente.
Figura III.13 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
intercambiador de calor del método de destilación extractiva
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Se concluye que en el intercambiador de calor del proceso no convencional se
requiere de 9.076 kg/s de agua a 25°C para poder enfriar el disolvente.
51
III RESULTADOS
III.2 Resultados en el método de la extracción L-L columna
RadFrac
En la única columna RadFrac del proceso de separación por el método
convencional se puede observar que la energía necesaria en el condensador es
de Qc=-475451cal/s y la energía en el re-boiler es de Qr=525139cal/s. Además la
corriente del domo de la columna tiene una temperatura de 351K, la corriente del
fondo tiene una temperatura de 417K y la corriente proveniente de la torre de
extracción L-L se encuentra a 296K (Figura III.14).
Figura III.14 Única columna RadFrac en el método de la extracción L-L
Para poder realizar la separación de la mezcla es requerido ingresar un vapor de
agua de 437K. A la temperatura de 437K el vapor del agua tiene una
y
estas es
(Occon), por lo tanto la diferencia de
, siendo este el calor latente ( ) cedido. Por lo tanto,
para el re-hervidor de esta columna la cantidad de vapor requerido a esta
temperatura es:
(
)
Para el cálculo de la cantidad de agua necesaria para condensar el producto
principal se obtienen las características en los productos tanto como en el vapor
saturado como en el líquido saturado (Tabla III.6).
52
III RESULTADOS
Tabla III.6 Condiciones en la única columna del método de extracción L-L
Propiedades
Flujo total (kg/h)
Condiciones del
líquido saturado
172.5
Condiciones del
vapor saturado
172.5
Temperatura (K)
Fracción líquido
Fracción vapor
Entalpia (cal/s)
351.3386
1
0
-70 069.31
315.4703
0
1
-60 093.52
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
(
)
(
)
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.15) en el cual se interpreta la
transferencia de energía del producto principal al agua que se encuentra a una
temperatura ambiente.
Figura III.15 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
condensador de la columna del método de la extracción L-L
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Por lo tanto como resultado final se concluye que la única columna RadFrac del
proceso convencional requiere de 1.0630 kg/s de vapor de agua a 437K en el rehervidor y de 0.5868 kg/s de agua a 25°C en el condensador.
53
III RESULTADOS
III.2.1 Cantidad de agua necesaria para reducir la temperatura del
disolvente
El intercambiador de calor es muy indispensable en el proceso. Este permite
reducir la temperatura del disolvente, en la corriente que proviene del divisor y que
se encuentra a 417 K y es entregada por la corriente que ingresa al mezclador del
proceso y que se encuentra a 298 K. Se puede observar que la cantidad de
energía retirada es Q=- 47.379 Kcal/s (Figura III.16).
Figura III.16 Intercambiador de calor en el método de la extracción L-L
Para el cálculo de la cantidad de agua necesaria para enfriar el disolvente
requerido en el reflujo se obtienen las características en el disolvente de entrada y
salida (Tabla III.7) del intercambiador de calor.
Tabla III.7 Condiciones del disolvente en el intercambiador de calor
Propiedades
Disolvente caliente
Disolvente frio
Flujo total (kg/h)
3038.952
3038.952
Temperatura (K)
417.4535
298.15
Entalpia (cal/s)
1815.411
- 45 563.64
Presión (atm)
1
1
Para este cálculo se diseña un diagrama (Figura III.17) en el cual se puede
interpretar la transferencia de energía del disolvente al agua que se encuentra a
una temperatura ambiente.
54
III RESULTADOS
Figura III.17 Diagrama de interpretación de transferencia de energía en el
intercambiador de calor del método de la extracción L-L
La diferencia de entalpias determina el calor latente, y se cálcula:
(
)
La cantidad de agua necesaria se calcula:
(
)(
)
Se concluye que en el intercambiador de calor del proceso convencional se
requiere de 1.8951 kg/s de agua a 25 °C para poder enfriar el disolvente.
III.2.2 Cantidad de disolvente para en la extracción L-L
Para la columna de extracción líquido-líquido se requieren 3040Kg de ortoxileno
como cantidad de disolvente de inicio, pero una vez que el proceso comienza con
a recircular solo es necesario añadir 0.7835 kg de ortoxileno por cada hora.
III.3 Optimización de costos del proceso.
Optimizar implica lograr un mejor resultado posible del proceso mediante el
aprovechamiento al máximo de sus potencialidades, tomando en cuenta ciertos
factores importantes como lo son: tiempo, costo, calidad y eficiencia, es decir,
hacer más con menos. Dado que el objetivo primordial es la optimización de
costos (de servicio, procesos de operación y equipo) se deduce que la
55
III RESULTADOS
optimización de costos es la obtención de un buen resultado aprovechando todos
los elementos disponibles que intervienen en el proceso, permitiendo conocer el
mejor precio disponible y contar con los datos acerca de áreas que requieren
atención en cuanto a pérdidas…etc., para la toma de una decisión, en este caso
la elección de un mejor proceso.
III.3.1 Optimización de costos del disolvente
La operación del Divisor FSplit, determina la cantidad de disolvente que regresa a
la columna de destilación extractiva. Pero en el proceso el disolvente ha perdido
pureza por haberse mezclado con la mezcla azeotrópica en la segunda columna y
se sometió a una rectificación con el residuo del agua y etanol, para poder
determinar la cantidad correcta que debe regresar primero se debe saber cuánta
es la cantidad de disolvente impuro que sale por el fondo de la tercera columna.
Para poder determinar esto es necesario escoger la corriente de desahogo e
indicar que la fracción de salida sea de uno.
Una vez establecidas todas las
condiciones de operaciones se realizó la simulación, determinando que la
corriente de retorno del disolvente no presenta alguna variacion y que los
resultados son correctos.
Se sabe que por la corriente de desahogo la cantidad de disolvente impuro es de
17900.2106 Kg/hr se realiza la operación de reflujo editando la configuración del
divisor descontando el flujo de la corriente de desahogo en pequeñas porciones, la
cantidad que es retirada también debe de ser excluida de la alimentación del
etilenglicol fresco (Tabla III.8)
56
III RESULTADOS
Tabla III.8 Optimización de costos de disolvente mediante la variacion de
alimentación del disolvente (etilenglicol) y en el Split
Optimización de costos de disolvente en la destilación
Extractiva
Alimentación del
Disolvente en
Moles de etanol puro
disolvente (kg/h)
el Split (kg/h)
en el destilado
17 930.33
17 900.2
0
8 914.835
8 985.165
0.5019
4 914.835
12 985.165
0.7253
914.835
16 985.165
0.9488
514.835
17 385.165
0.9711
214.835
17 685.165
0.9879
14.835
17 885.165
0.9991
4.835
17 895.165
0.9996
2.835
17 897.165
0.9998
Llegando al término de la simulación con resultados correctos y quedando como
conclusión que por cada hora se deben de retirar del circuito 2.835 kg de
etilenglicol contaminado y por lo tanto por cada hora se debe de añadir 2.835kg de
etilenglicol fresco. Y en la última simulación por el método de la destilación
extractiva se observaron resultados favorables dado que las corrientes de
desahogo y retorno tienen actividad. Por lo tanto, la cantidad de disolvente a
utilizar en el proceso es el mínimo, cumpliendo así con los aspectos que
determinan la optimización de costo siendo un disolvente de gran calidad, a un
mínimo gasto en determinado tiempo y con una gran eficiencia.
III.3.2 Optimización de costos de equipo.
Para la optimización de costos de equipo se toma como base estándar las
especificaciones (número de platos y relación de reflujo) ya establecidas en los
equipos (columnas, intercambiadores de calor, etc.), las cuales se modificaran de
manera proporcional (Tabla III.9); ya sea aumentando o disminuyendo el valor de
57
III RESULTADOS
dichas especificaciones tomando en cuenta la eficiencia en el proceso (cantidad
de etanol en el destilado).
Tabla III.9 Optimización de costos de equipo a partir de la modificación del S
y la relación de reflujo.
Optimización de costos de Equipo en la Destilación Extractiva con una
alimentación de etanol de 70.7101 kg/h
1a Columna
2a Columna
3a Columna
Cantidad de
etanol
S
Relación
S
de reflujo
Relación
S
de reflujo
Relación
destilado (kg/h) Eficiencia
de reflujo
24
100
32
100
21
100
145.4509
0.9985
25
105
33
105
22
105
145.4509
0.9985
27
113
34
113
20
95
145.5318
0.9992
28
117
.
.
18
86
145.5318
0.9992
.
.
.
.
16
76
145.5318
0.9992
.
.
.
.
14
67
145.5368
0.9998
28
117
34
113
12
57
145.5368
0.9998
La tabla anterior muestra los resultados obtenidos por la simulación, en ella se
puede observar el comportamiento de las modificaciones realizadas en cada una
de las columnas. La modificación del número de platos y la relación de reflujo
determinaron la cantidad de etanol puro en el destilado; nótese que en la segunda
columna no se realizaron demasiadas modificaciones, dado que los resultados se
mantuvieron constantes. Por otro lado, al aumentar ambas especificaciones en la
primera y tercera columna no hubo cambio alguno en la cantidad de destilado,
mientras que al disminuir las especificaciones en ambas, tanto la eficiencia como
la cantidad de destilado fueron aumentando de manera proporcional a pequeña
escala, cumpliendo así con los aspectos que determinan la optimización de costo
de equipo, es decir, con un mínimo de equipo es posible llevar a cabo un proceso
de calidad y eficiencia en la destilación extractiva.
58
III RESULTADOS
III.4 Comparación de métodos en costos generales
Una vez calculadas las cantidades totales de los insumos y servicios es necesario
comparar entre métodos los costos de operación considerando también las
condiciones del producto principal. Los costos de los disolventes son de: 2.77
dollar/kg de etilenglicol (Ballester Productos Químicos S.A 2013) y el costo del
ortoxileno es de 3 dollar/kg (Poveda 2000).
Se considera un vapor estándar debido a que los precios de tal varían con
respecto a la ciudad y se considera un vapor con una temperatura aun mayor a la
máxima requerida en todos los procesos el costo de este vapor a los 164°C es de
0.121 dollar/kg (CONAE, 2013), el costo de agua para enfriamiento es de
0.285dollar/tonelada (CONAGUA San Luis Potosí 2012).
Como característica principal en el producto se considera su composición en
fracción masa ya que anteriormente en este trabajo se mencionó que la
concentración mínima requerida para el producto pueda ser ocupado con aditivo
para la gasolina es de 0.99 en fracción masa, la cual se logró alcanzar en uno de
los dos métodos. También es necesario tomar en cuenta la cantidad de producto
obtenido y la eficiencia del proceso para poder calcular el costo aproximado de un
kilogramo de etanol.
III.4.1 Comparación en la eficiencia de los métodos
La eficiencia de los diferentes métodos es aquella que como su nombre lo
menciona, demuestra la eficiencia del proceso, multiplicado la cantidad de etanol
obtenido por la composición obtenida (Tabla III.10) y dividiéndola por la cantidad
de etanol disponible en la mezcla inicial la cual para todos los casos es 167.6382
Kg/hr.
59
III RESULTADOS
Tabla III.10 Comparación de las condiciones del etanol como producto principal
entre los dos método.
Propiedades
Método No convencional
Método convencional
(Destilación extractiva)
(Extracción L-L)
Fracción mol
Etanol
0.9998
0.9472
Agua
1.2139 x 10-3
0.05243
Solvente
8.5999 x 10-35 (etanol)
4.8676 x 10-4 (o-xileno)
Flujo total (kmol/h)
3.163500
3.899428
Flujo total (kg/h)
145.6317
172.5
Temperatura (K)
315.4702
351.3385
En ese caso la eficiencia para cada método se obtiene que de la siguiente
manera:
(
)
(
)
III.5 Costos del material utilizando método de Guthrie en la
destilación extractiva (método no convencional)
Cuando una tecnología es bien conocida, puede tenerse acceso a su costo de
inversión a través de fuentes especializadas o del licenciador de la tecnología.
Cuando el proceso está en desarrollo a escala laboratorio, esta estimación
generalmente no está disponible. Es necesario en estos casos tener alguna
estimación razonable del potencial económico del proceso en desarrollo, aun
cuando esta estimación no sea completamente precisa.
60
III RESULTADOS
Una estimación aceptable en un momento dado puede servir para discriminar
alternativas, o para evitar esfuerzos de tiempo y dinero en proyectos que no
ofrezcan un buen potencial económico. A partir de los balances de materia
realizados y mediante la implementación de las operaciones unitarias tomando
como base principal el simulador Aspen, es posible determinar los parámetros que
delimitaran los costos del proceso y los servicios que implican la optimización de
costos mediante la aplicación del método de Guthrie.
III.5.1 Especificaciones para la primera columna
a) Determinación del diámetro de la columna (Dc):
( )
(
) ( )(
[(
[(
(
)(
)
)
)(
)(
)( )(
)]
)(
)(
)(
)(
)(
)]
b) Número de platos (S):
c) Altura de la columna (Hc), considerando
( )
(
)
d) Área de la columna:
(
(
)
)
(
(
)
)
61
III RESULTADOS
Despejando A de la ecuación se tiene que:
)(
(
)
III.5.1.1 Determinación de costos del material para la primera columna
Una vez determinadas las especificaciones de la columna se procede a calcular
los costos de los materiales a utilizar, tales como:
 Costo del intercambiador de calor:
a) El costo base (Cb) de unidad de
es de $ 3500
b) Los factores de ajuste son:
c) El costo ajustado es (Cfob):
( )
[
(
)
]
[
(
)(
)]
d) Para intercambiadores de calor, el factor del módulo desnudo( )
e) El costo de una unidad en base acero al carbón, presiones inferiores a 150
psi, reboiler Kettle y en 1968 es:
( )
(
)
f) El costo de la unidad deseada se obtiene sumando al rubro anterior la
diferencia entre
( )
[
, lo cual da lugar al módulo desnudo ajustado:
(
)]
[
(
)]
Este valor representa el costo de la unidad deseada en 1968, año base de
la información usada. Para estimar el costo de la unidad en el año 2000, se
emplean los índices de costos de Chemical Engineering.
Por lo tanto
( )
(
)
(
)
62
III RESULTADOS
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo del recipiente de proceso:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 32 500
b) Los factores de ajuste son:
( )
c)
[
[(
]
) ( ) ( )]
d) Para recipientes verticales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
(
( )
f)
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo de los platos:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 15 000
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
[
)]
(
)]
d) Para recipientes horizontales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
( )
f)
( )
(
[
)
(
(
)
)]
(
)
63
III RESULTADOS
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
III.5.2 Especificaciones para la segunda columna
a) Determinación del diámetro de la columna (Dc):
( )
[(
(
(
)
)
)(
)(
)(
)(
)(
)(
)]
b) Número de platos (S):
c) Altura de la columna (Hc), considerando
( )
(
)
d) Área de la columna:
(
(
)
)
(
(
)
)
Despejando A de la ecuación se tiene que:
(
)(
)
64
III RESULTADOS
III.5.2.1 Determinación de costos del material para la segunda columna
Una vez determinadas las especificaciones de la columna se procede a calcular
los costos de los materiales a utilizar, tales como:
 Costo del intercambiador de calor:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 2800
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
)
[
]
(
)(
)]
d) Para intercambiadores de calor, el factor del módulo desnudo( )
e) El costo de una unidad en base acero al carbón, presiones inferiores a 150
psi, reboiler Kettle y en 1968 es:
( )
( )
f)
(
[
)
(
)]
[
(
)]
Por lo tanto
( )
(
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo del recipiente de proceso:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 35 000
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
]
[(
) ( ) ( )]
d) Para recipientes verticales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
f)
( )
( )
(
[
(
)
)]
65
III RESULTADOS
( )
(
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo de los platos:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 16 500
b) Los factores de ajuste son:
( )
c)
[
(
[
)]
(
)]
d) Para recipientes horizontales, el factor del módulo desnudo ( )
( )
e)
( )
f)
(
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
III.5.3 Especificaciones para la tercera columna
a) Determinación del diámetro de la columna (Dc):
( )
[(
(
(
)
)(
)
)(
)(
)(
)(
)(
)]
66
III RESULTADOS
b) Número de platos (S):
c) Altura de la columna (Hc), considerando
( )
(
)
d) Área de la columna:
(
(
)
)
(
)
(
)
Despejando A de la ecuación se tiene que:
)(
(
)
III.5.3.1 Determinación de costos del material para la tercera columna
Una vez determinadas las especificaciones de la columna se procede a calcular
los costos de los materiales a utilizar, tales como:
 Costo del intercambiador de calor:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 325
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
)
[
]
(
)(
)]
d) Para intercambiadores de calor, el factor del módulo desnudo( )
e)
f)
( )
( )
(
[
)
(
)]
67
III RESULTADOS
Por lo tanto
( )
(
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo del recipiente de proceso:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 6 000
b) Los factores de ajuste son:
( )
c)
[
]
[(
) ( ) ( )]
d) Para recipientes verticales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
(
( )
f)
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo de los platos:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 750
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
)]
[
(
)]
d) Para recipientes horizontales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
f)
( )
( )
(
[
(
)
)]
68
III RESULTADOS
( )
(
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
III.6 Costos del material utilizando método de Guthrie en la
extracción L-L (método convencional)
III.6.1 Especificaciones para la única columna RadFrac del proceso
a) Determinación del diámetro de la columna (Dc):
( )
[(
( )
(
)
)(
)(
)(
)(
)( )(
)]
b) Número de platos (S):
c) Altura de la columna (Hc), considerando
( )
(
)
d) Área de la columna:
(
(
)
)
(
(
)
)
69
III RESULTADOS
Despejando A de la ecuación se tiene que:
)(
(
)
III.6.1.1 Determinación de costos del material para la única columna RadFrac
del proceso
Una vez determinadas las especificaciones de la columna se procede a calcular
los costos de los materiales a utilizar, tales como:
 Costo del intercambiador de calor:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 2 200
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
)
[
]
(
)(
)]
d) Para intercambiadores de calor, el factor del módulo desnudo( )
e)
f)
( )
( )
(
[
)
(
)]
Por lo tanto
( )
(
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo del recipiente de proceso:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 12 000
b) Los factores de ajuste son:
70
III RESULTADOS
c)
( )
[
[(
]
) ( ) ( )]
d) Para recipientes verticales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
(
( )
f)
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
 Costo de los platos:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 3 000
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
(
)]
[
(
)]
d) Para recipientes horizontales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
( )
f)
(
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
71
III RESULTADOS
III.6.2 Especificaciones para la columna de extracción L-L
Suponiendo una velocidad de flujo de la alimentación del solvente de 500 y 750
gal/min respectivamente. Asumiendo un tiempo de residencia (
una capacidad de
) de 5 min, con
se determina el diámetro y altura de la columna
de extracción.
a) Diámetro y altura de la columna asumiendo que
(
)
)(
(
(
(
√
√
)
)
)
(
)
}
b) Altura de la columna:
(
)
72
III RESULTADOS
III.6.2.1 Determinación del costo del material para la columna de extracción
L-L
 Costo del recipiente de proceso:
a) El Cb de una unidad de
es de $ 8 000
b) Los factores de ajuste son:
c)
( )
[
[(
]
) ( ) ( )]
d) Para recipientes verticales, el factor del módulo desnudo ( )
e)
( )
( )
f)
(
[
( )
)
(
(
)]
)
(
)
Añadiendo 15% de contingencias se obtiene el costo deseado:
( )
( )
(
)
III.6.3 Comparación en los costos de operación y material adquiridos
en cada método
En la comparación de costos de procesos solo se toman en cuenta los costos de
servicios e insumos como la cantidad total de vapor debido que se utiliza el mismo
costo para todas las temperaturas, la cantidad de agua para enfriamiento y la
cantidad de disolvente en la reposición. La suma de todos los costos es el costo
total de operación. En las siguientes tablas se pueden observar los costos de
disolvente (Tabla III.11) y el costo operación (Tabla III.12), sin embargo, en el
costo de operación no se incluye el costo del disolvente, ya que este solo es una
inversión inicial, el costo que en realidad interesa es el costo del disolvente
retroalimentado, ya que este se añade cada hora del proceso.
73
III RESULTADOS
Tabla III.11 Costo total de operación en los métodos del proceso
Costo total de Operación en el Proceso
Método No Convencional
Método Convencional
(Destilación Extractiva)
(Extracción L-L)
Cantidad
Precio
Precio
Cantidad
Precio
Precio total
requerida
unitario
total
requerida
unitario
(dólar/h)
(kg/h)
(dólar/kg)
(dólar/h)
(kg/h)
(dólar/kg)
17 900
2.77
3 040
3.81
11 582.4
2.835
2.77
7.8530
0.7835
3.81
2.9851
42 175.998
2.85 E-4
12.0202
8 934.84
2.85 E-4
2.5464
16 297.848
0.121
1972.04
3 826.8
0.121
463.0428
Disolvente
de inicio “no
incluido en el
costo del
49 583
proceso
Disolvente
reposición
Agua total
enfriam.
Vapor total
generación
de calor
Costo total
operación
(dólar/h)
1 991.9132
468.5743
Tabla III.12 Costos de material adquirido en cada método del proceso
Costos generados
Método No Convencional
Método Convencional
(en dólares)
(Destilación Extractiva)
(Extracción L-L)
Costo del intercambiador
$ 130 890.6574
$ 42 031.40624
$ 1 271 513.218
$ 345 989.9913
$
499 875.772
$ 60 867.13325
Total
$ 1 902 279.647
$ 448 888.5308
Total (más 10% déficit)
$ 2 092 507.612
$ 493 777.3839
de calor
Costo del recipiente del
proceso (Columna)
Costo de los platos de la
columna
74
CONCLUSIONES
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
Se concluye que el método de destilación extractiva es el menos eficiente de los
dos procesos, así como también
es el más alto en costos (de material y
operación), por lo tanto el costo de un kg de etanol es muy elevado. Sin embargo
el proceso logra una pureza muy elevada, deduciendo que este método no es el
indicado para la mezcla etanol-agua; sin embargo si es un buen método para la
separación de mezcla azeotrópicas.
Por otra parte el método de la extracción L-L es el más eficiente de los dos, su
costo (de material y operación) es el más económico por lo tanto el costo del
etanol producido es el más bajo, dado que la concentración con la que se obtiene
el alcohol es menor, por lo tanto, es poco viable la obtención de etanol como
aditivo para la gasolina , pero si se llegase a encontrar un disolvente más miscible
y menos soluble en el agua, puede ser que este método sea el más competente.
También se sugiere comprobar los datos de equilibrio de la mezcla etanolortoxileno mediante un método experimental.
Uno de los aspectos de mayor importancia desarrollados durante el proceso de la
simulación fueron: la modificación de los platos de las columnas tomando en
cuenta la relación de reflujo, la cual consistió en el aumento o disminución en el
número de platos y en la relación de reflujo,
cantidad de etanol
tomando siempre en cuenta la
en el destilado. Esto permitió determinar la eficiencia del
proceso, el análisis previo a la optimización de los costos y la concentración de
etanol obtenida en el destilado; y la modificación del solvente a partir del cual se
determinó la pureza del etanol, el costo del solvente inicial y el costo de solvente
durante el proceso. De acuerdo a la metodología utilizada en cada proceso, fue
posible determinar la configuración, las condiciones de proceso y los costos tanto
de operación como de material óptimas para la separación de dicha mezcla
mediante el Simulador Aspen; logrando cumplir con los objetivos propuestos,
concluyendo teóricamente que si de optimizar costos en la separación de una
mezcla azeotrópica se trata, el Método Convencional (Extracción L-L) es el más
viable.
75
BIBLIOGRAFÍA
REFERENCIA BIBLIOGRAFICA

Quintero, Montoya, Sánchez y Cardona (2007). EVALUACIÓN DE LA
DESHIDRATACIÓN
DE
ALCOHOL
CARBURANTE
MEDIANTE
SIMULACIÓN DE PROCESOS [versión electrónica] Facultad de Ciencias
Agropecuarias Vol. 5 No. 2 Agosto 2007, pp. 72-83

Mejía, Espinal, y Mondragón (2006). ESTUDIO DEL AZEOTRÓPO
ETANOL - AGUA. CARACTERIZACIÓN MOLECULAR DE DÍMEROS DE
ETANOL, HETERODÍMEROS Y HETEROTRÍMEROS DE ETANOL-AGUA
[versión electrónica] Energética, núm. 36, diciembre, 2006, pp. 5-18

Becerra (2008). LA INDUSTRIA DEL ETANOL EN MÉXICO [versión
electrónica] Economía unam vol. 6 núm. 16, 2008, pp. 82-98

Shakhashiri (n.d.). CHEMICAL OF THE WEEK. Revised: 5 Feb 2009
www.scifun.org

R. Chang. (1999). Química (6ta ed.). McGraw-Hill, México.

Ocon y Tojo, Problemas de Ingeniería Química, Ed. Aguilar, España, 1968.

José Luis Moreno Frigols, Ramón García Doménech, Gerardo M.
Introducción a la fisicoquímica. Publi. Universitat Valencia, 2007

Acosta, Rodríguez, Lodeiro y Nuevas (2010) SEPARACION DE LOS
COMPONENTES DE LA MEZCLA AZEOTRÓPICA ACETONA-N-HEXANO
MEDIANTE UN PROCESO COMBINADO: EXTRACCION LÍQUIDOLÍQUIDO Y DESTILACION DISCONTINUA [versión electrónica] Ciencias
Químicas, vol. 41, núm. 1, enero-abril, 2010, pp. 37-42

Uyazán, Gil, Aguilar, Rodríguez y Caicedo (2004) DESHIDRATACION DEL
ETANOL [versión electrónica] Ingeniería e Investigación, núm. 003,
diciembre, 2004 pp. 49-59

Robert E. Treybal, OPERACIONES DE TRANSFERENCIA DE MASA (2da
ed.) 1988
76
BIBLIOGRAFÍA

Fabrizzio Valer Gómez (2009) EXTRACCION LÍQUIDO-LÍQUIDO; DISEÑO
Y ANALISIS DEL FUNCIONAMIENTO DEL EQUIPO Escuela Profesional
de Ingeniería Química Laboratorio de Control de Procesos

Vásquez, Ruiz, Arango, Caicedo, Sánchez, Ríos y Restrepo (2007)
PRODUCCIÓN
DE
ETANOL
ABSOLUTO
POR
DESTILACIÓN
EXTRACTIVA COMBINADA CON EFECTO SALINO [versión electrónica]
Dyna, Año 74, Núm. 151, pp. 53-59. Medellín, Marzo de 2007. ISSN 00127353

Jiménez Gutiérrez, Arturo. ”Estimación de costos de Inversión” DISEÑO DE
PROCESOS EN INGENIERIA QUÍMICA. Editorial Reverté
S.A. Pp. 38-
51.1968

Guthrie, K.M. Capital Cost Estimation, Chemical Engineering. Pp.114124.1969.

Seader J.D. y Henley, Ernest J. Separation Process Principles. Editorial
John Wiley y Sons, Inc. Segunda Edición. Pp. 123 – 129.

A. Marcilla Gomis (1998) INTRODUCCIÓN A LAS OPERACIONES DE
SEPARACIÓN CÁLCULO POR ETAPAS DE EQUILIBRIO Publicaciones
Universidad de Alicante

Morrison, R. T. y Boyd, R. N.: QUÍMICA ORGÁNICA. Addison-Wesley
Iberoamericana, S. A. Wilmington. Delaware, E.U.A., 1990.

Perry Robert, H. Perry´s Chemical engineers` handbook. 7ªEdición. Ed.
McGraw -Hill 1999.

Warren L. McCabe, Julian C. Smith, Peter Harriott. Operaciones unitarias
en ingeniería química. 7ª Edición. Ed. McGraw -Hill 2007.

Rosa María Jiménez Olmos (2008) USO EFICIENTE DE LA ENERGIA EN
CALDERAS. Seminario “Uso eficiente de la energía en calderas y sistemas
de refrigeración”, CONAE.

Gabriel Poveda
Ramos (2000) TAMAÑO OPTIMO
DE PLANTAS
INDUSTRIALES [versión electrónica] Dyna, año 2000, Nro. 130, pp. 21-30.
Medellín
77
ANEXOS
ANEXOS
Tablas y gráficas que determinan la optimización de costos de equipo por
el método de Guthrie.
I
ANEXOS
II
ANEXOS
Costo base de recipientes de proceso
III