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La Síntesis de Procesos Industriales

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CAPITULO 6

LA SÍNTESIS DE PROCESOS INDUSTRIALES

Este capítulo se inicia con una revisión bibliográfica de los avances en la síntesis de procesos

industriales y luego se presenta una metodología desarrollada por el autor para la creación o

estructuración de procesos y su posterior evaluación para seleccionar una estructura

promisoria. Posteriormente se aplica esta metodología a un caso concreto.

6.1 CONCEPTOS BÁSICOS

Tradicionalmente el diseño de plantas industriales y de sistemas de proceso ha sido guiado

por la experiencia del diseñador y por analogías con plantas similares. Hoy en día, la

síntesis de procesos enfrenta el gran reto de diseñar sistemas industriales con métodos

formales que van reduciendo el arte de diseñar.

La síntesis de procesos genera un conjunto de diseños alternativos

llamados estructuras de proceso, y selecciona entre ellos a los más

promisorios conforme a objetivos pre-establecidos. Las estructuras

de proceso se caracterizan por: (1) el tipo de unidades

operacionales involucradas, (2) el modo de interconexión de estas

unidades, y (3) los valores de las variables de diseño para cada una de

las unidades operacionales.

La síntesis de procesos es, pues, un instrumento fundamental para generar el diseño óptimo de

los procesos. En los últimos años se han logrado importantes avances en este campo. Se

presentan a continuación, las contribuciones más significativas en este campo y su

potencialidad.

La síntesis de procesos (SP) es la disciplina que sistemáticamente integra las diferentes etapas

en el diseño, con el objeto de lograr el estado óptimo de un sistema de proceso dado.

Una ruta lógica para la resolución de problemas de SP consta de las siguientes fases:

definición del problema, selección de un sistema de valores, síntesis del sistema, análisis del

sistema, optimización y evaluación [Umeda, 1983]

Diseño y Evaluación de Procesos Miranda & Medina

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La definición del problema es el estudio de las necesidades satisfechas por el sistema y su

entorno. Una definición completa del problema requiere un modelamiento matemático del

mismo. Para la formulación de modelos matemáticos de los sistemas de proceso consúltese el

capítulo 2.

El sistema de valores consiste de un conjunto de objetivos a ser satisfechos y la

relación entre los mismos. El sistema de valores provee los criterios para seleccionar la

mejor solución. Los objetivos más comunes son: economía del proceso, controlabilidad,

confiabilidad, seguridad e impacto ambiental. Para satisfacer estos objetivos múltiples, y la

posibilidad de conflicto entre ellos, se debe determinar la secuencia del proceso de decisión.

La síntesis de sistemas es la etapa inventiva: las entradas y salidas del sistema son conocidas y

se debe formular un conjunto de estructuras de proceso alternativas que satisfagan el sistema

de valores propuesto.

El análisis de sistemas verifica el desempeño de cada una de las estructuras generadas

fijando las entradas a dichas estructuras y determinando las salidas correspondientes. La

etapa de análisis tiene como meta reducir el número de estructuras de proceso generadas.

La optimización de procesos determinará el mejor diseño y las mejores condiciones de

operación para un proceso industrial dado, en concordancia con el sistema de valores

seleccionado [Kafarov, p.135]. La optimización puede ser estática (en estado estacionario) ó

dinámica (para definir el sistema de control). A la fecha la optimización estática es la más

aplicada en SP (para métodos de optimización consúltese a Martin S. Ray Chemical

Engineering Design Project: A Case Study Approach [1998].

La etapa de evaluación analiza las consecuencias del proceso de optimización y combina estos

resultados de acuerdo a las reglas prescritas en el sistema de valores.

Todas las etapas pertenecientes a la ruta lógica de resolución de problemas en SP, descritas

anteriormente, están en permanente interacción. En particular, es importante reconocer la

interrelación entre la síntesis, el análisis y la optimización.

La SP inventa un conjunto de estructuras de proceso alternativas. Es deseable seleccionar la

mejor estructura de proceso o configuración que satisfaga un sistema de valores pre-

establecido. La síntesis de un sistema operacional óptimo involucra decisiones en dos

diferentes espacios: (1) El espacio de las alternativas estructurales definido por la topología y

la naturaleza de las unidades interactuantes, y (2) el espacio de diseños alternativos para las

unidades operacionales que componen el sistema.

La topología se refiere a la interconexión o relación entre las distintas unidades operacionales

de modo que configuren una estructura de proceso. Durante la etapa del diseño básico, es

común generar un número enorme de estructuras de proceso alternativas usando todas las

combinaciones posibles entre las unidades del proceso. Westerberg [1980], establece que una

formulación apropiada del problema de síntesis debe incluir todas las alternativas interesantes,

pero debe excluir aquellas no atractivas. Es un problema complejo determinar métodos

confiables que permitan seleccionar entre ellos el más adecuado para cada problema.


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6.2 LA SINTESIS DE PROCESOS COMO UN PROBLEMA DE MAPEO

Stephanopoulos [1981], formaliza la SP como un problema de mapeo, sentando así bases

sólidas para la sistematización de los métodos de SP, puesto que provee criterios para

descomponer los problemas de SP sin comprometer la validez de los resultados.

Dado un conjunto de condiciones de entrada (tales como flujos, composición, temperatura,

presión y otros indicadores de estado), este puede ser mapeado a un conjunto de condiciones

de salida deseado por medio de una función de transformación. Los mapeos sucesivos que

definen totalmente el proceso se conducirán sólo por ciertos estados permisibles definidos por

un conjunto de unidades operacionales permisibles (reactores, separadores, mezcladores, etc.),

y de las interacciones entre las mismas. Es evidente que la funci6n de transformación

final será la(s) estructura(s) que proceso que produce(n) el esperado conjunto de salida a partir

del conjunto de condiciones de entrada.

Considerar el mapeo N, es decir:

Mi: E entrada E salida

Donde E entrada y E salida son los espacios de las entradas disponibles (materias primas, energía,

etc.) y de las salidas deseadas, respectivamente. Cada mapeo es caracterizado por:

Mi ( Ui, Ti)

siendo Ui el conjunto de unidades operacionales y, Ti, representa la topología de este conjunto

de unidades, es decir, las interconexiones entre ellas.

Un mapeo dado intenta reconciliar las diferencias entre las entradas disponibles y las

salidas deseadas mediante la introducción de operadores permisibles. En la Tabla 6.1 se

presentan estos operadores.

Tabla 6.1.- Operadores en el Mapeo de Procesos

DIFERENCIAS OPERADORES

En las especies químicas Reactores

En las composiciones Separadores

En las cantidades Mezcladores y Bifurcadores

En las presiones Bombas, Compresores y Válvulas

En las temperaturas Intercambiadores de Calor

En las entalpías Indicadores de Fase

Cada uno de los operadores pertenece a un espacio discreto distinto. Puesto que el mapeo


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conforme es dado por las relaciones entre un conjunto particular de operadores, se puede

formular el siguiente principio de descomposición:

La construcción inductiva de un mapeo conforme usando operadores de espacios disjuntos,

puede proceder en distintos niveles independientemente del orden en que sean considerados.

Este principio es válido si y sólo si se permite que la estructura de interconexión Ti, que actúa

como la interfase entre dos niveles distintos, cambie totalmente [Stephanopoulos, 1981].

Tomando éste principio como base, el problema de SP ha sido descompuesto por diversos

autores (Mahalec & Motard, 1977; Rudd, Powers and Siirola, 1971; Umeda, Shindo &

Ichikawa, 1974; etc.), en una serie de sub-problemas de síntesis, tales como los siguientes:

síntesis de rutas de reacción,

síntesis de redes de reactores,

síntesis de ubicaci6n de especies,

síntesis de redes de separación, y

síntesis de redes de intercambio de energía.

Para problemas de dinámica de procesos, deben ser considerados otros dos sub-problemas:

síntesis de estructuras de control de procesos, y

síntesis de sistemas de seguridad.

6.3 LOS SUB-PROBLEMAS DE SP

La Asignación de Especies intenta concordar las entradas y salidas de especies o

componentes del sistema y también a su interior, generando para ello un conjunto de

estructuras de proceso preliminares, con el criterio de minimizar el costo de las mismas.

Trabajos pioneros en este campo han sido hechos por Siiola, Powers y Rudd [1971], y

Mahalec y Motard (1977). Johns y Romero [1979], han creado un generador de diagramas de

flujo aplicando programación dinámica y técnicas de ramificación restringida. Friedler,

Blicke Gyenes y Tarjan [1981], reportan la generación de estructuras tecnológicas

representadas por petrigrafos. Lu y Motard [1985], usan un enfoque heurístico y

evolucionario para la generación de estructuras de proceso, haciendo uso de programación

lineal y principios de inteligencia artificial. Una limitación importante del trabajo

desarrollado hasta la fecha es que no existen métodos confiables que permitan reducir el

espacio de búsqueda entre las estructuras de proceso alternativas sin comprometer la

eliminación de estructuras atractivas.

La Síntesis de Rutas de Reacción intenta encontrar una secuencia de reacciones que puede

ser usada para alcanzar una molécula producto a partir de ciertas materias primas; ello,

minimizando el costo del proceso resultante y reduciendo el número de etapas de reacción a

un mínimo. Calusara y Volanski [1986] representan las rutas de reacción en forma matricial

teniendo como elementos las estructuras químicas y las reacciones. Rotstein, Resasco y

Stephanopoulos [1982], proponen un procedimiento para la creación y evaluación de rutas de

reacción, analizando la energía libre de Gibbs y la temperatura. Stephanopoulos y Townsend

[1985], sugieren que el espacio de búsqueda para las rutas de reacción está conformado por: el

cambio en la energía libre de Gibbs, el calor de reacción, la estequiometría, la temperatura, la

presión, la cinética y el costo de los reactivos.

La Síntesis de Redes de Reactores procura obtener una configuración óptima de los

reactores, definiendo el tipo de reactores, su número y su interconexión.


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Los objetivos son minimizar el costo y maximizar el rendimiento. Nishida et. al. destaca

que muy poco ha sido hecho en este campo. Conti y Paterson [1985] proponen un

procedimiento heurístico para sintetizar las redes de reactores asociadas a sistemas de

separación. El trabajo recién está empezando en este campo.

La Síntesis de Secuencias de Separación determina el proceso de menor costo capaz de

separar un producto especificado de un conjunto de corrientes de alimentación. Queda por

estudiar el problema de la transformación de diversas mezclas de alimentación en un conjunto

diferente de mezclas producto [Nishida et. al., 1981]. Un área de creciente interés es la

síntesis de secuencias de destilación con integración calórica; la meta es encontrar

secuencias de destilación minimizando el consumo energético mediante el acoplamiento de

ebullidores y condensadores de las columnas. Andrecovich y Westerberg [1985], usan la

programación lineal de enteros mezclados para la formulación de este problema; en tanto

Shankar [1985], usa un procedimiento heurístico. Aún falta mucho por desarrollar.

La Síntesis de Redes de Transferencia de Energía consiste en configurar un sistema de

costo mínimo que recupere la energía usando operaciones tales como intercambio de calor,

expansión, compresión y refrigeración. Linhoff y Townsend [1982] y Papoulis y Grossmann

[1983 a,b] han contribuido de modo importante en este campo.

La Síntesis de Redes de Intercambio de Calor es un sub-problema de síntesis de redes de

transferencia de energía. Persigue configurar una red de intercambiadores de calor que

minimice el consumo de energía y el costo de capital de la instalación. Este sub-problema es

el único que ha alcanzado madurez y ha sido aplicado exitosamente, debido al profundo

conocimiento de los principios que lo rigen: la segunda ley de la termodinámica. Se

distinguen tres etapas fundamentales en esta síntesis: pre-análisis para definir metas y

limitaciones; invención de la red; y, evolución. Las metas típicas son: consumo mínimo de

servicios (vapor, agua, refrigerantes, etc.) y mínimo número de intercambiadores. La

invención de la red tiene una representación apropiada y reglas de diseño [Linhoff y Turner,

1981]. Los principios de análisis termodinámico en los que se basa la configuración de redes

de intercambiadores han sido aplicados a secuencias de destilación [Linhoff y Vredeland,

1984; Borland y Hindmarsh, 1984].

La Síntesis de Sistemas de Control desarrolla una estructura de control seleccionando y

apareando variables controlables y manipulables para satisfacer los objetivos del control

[Stephanopoulos, 1984]. Como objetivos se tienen la minimización de errores en el estado

estacionario, la rapidez de la respuesta, la suavización de la respuesta, el grado de interacción

entre los ciclos de control y el rango de operabilidad.

La Síntesis de Sistemas de Seguridad intenta definir una estructura de elementos

mensurables y de variables manipulables de modo que el sistema permanezca alejado de

regiones de peligrosidad en la operación.

6.4 ESTRATEGIAS GENERALES PARA LA SP

Existe una gran variedad de estrategias empleadas en síntesis de procesos; sin embargo, como

Takamatsu [1983] enfatiza, ellas no han sido evaluadas organizadamente de modo que

puedan ser aplicadas práctica y directamente. Clasificaremos, a nuestro juicio, las

estrategias de SP en generales y especificas, con objeto de analizarlas consistentemente y

definir su importancia y alcances en SP.


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La SP como un Problema de Optimización No Lineal Multi-objetivo de Enteros

Mezclados.

La SP intenta construir una estructura de proceso que convierta determinadas materias primas

en productos deseados. Se deben satisfacer para ello diversos objetivos, y por tanto, es

preciso formular un sistema de valores. Puesto que muchas estructuras de proceso son

generadas durante la síntesis, se debe implementar la optimización de las mismas pan

reducir el número de alternativas. La topología de interconexión de las unidades se puede

tratar como un problema de programación de enteros, en tanto que la optimización de las

unidades operacionales es un problema de optimización no lineal. Así se genera un problema

de objetivos múltiples de programación no lineal de enteros mezclados [Grossmann y

Santibanez, 1980].

Sin embargo, la resolución de un problema tal no es viable con las técnicas disponibles en la

actualidad. En consecuencia1 es necesario introducir algunas simplificaciones.

Simplificaciones comunes en el procedimiento de optimización.

Asume un sistema de valores simplificado

Usa sólo las variables de diseño más importantes

Estima el rango de variación de cada variable de diseño

Trabaja sólo con algunos valores discretos de las variables.

1) Simplificación del sistema de valores.- Se asume alguno de los siguientes criterios:

Considera una función objetivo dominante coma la única y expresa otros objetivos

como restricciones.

Construye una escala compuesta para la función objetivo, asignando pesos para los

diversos objetivos.

Descompone el diseño de procesos en una serie de sub-problemas; cada sub-problema

debe satisfacer un objetivo y luego se integraran los resultados.

2) Uso de las diversas variables de diseño más importantes. No existe un

procedimiento confiable que permita definir las variables de diseño más importantes.

Fisher, Doherty y Mahalone [1985], intentan una clasificación de variables con objeto de

definir cuales podrían ser más significativas. Fisher et. al. [1985], desarrolla un

procedimiento de análisis económico para definir la importancia de cada variable en una

estructura de proceso.

3) Estimación del rango de variación de las variables. Este rango se podría determinar a

partir de restricciones del problema, tales como especificaciones de calidad de los

productos, límites de seguridad y factibilidad en variables como temperatura y presión, o

restricciones de seguridad respecto a materiales peligrosos [Umeda, 1983].

4) Asume valores discretos de las variables. En simulación de procesos es muy frecuente

usar algunos valores discretos de las variables más importantes en rangos pre-establecidos

para proceder a la optimización. Por ejemplo, Floquet, Piboleau y flomenech [1985], usan

valores discretos de las variables de diseño en la síntesis preliminar de reactores y

separadores.


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Estrategias de Búsqueda

Las estrategias de búsqueda empleadas en SP se pueden clasificar por los siguientes

descriptores.

1) Número de alternativas estructurales a considerar:

todas las alternativas

un sub-conjunto de alternativas

2) Grado de completitud

se trabaja sólo con sistemas completamente sintetizados

se trabaja con configuraciones parcialmente desarrolladas

3) Metodología usada

métodos algorítmicos

métodos heurísticos

métodos híbridos

1. Número de alternativas estructurales. Más conveniente es trabajar sólo con un sub-

conjunto de alternativas. Existen tres modos de reducir el espacio de alternativas

estructurales: usando la ramificación restringida, usando heurísticas o usando un

enfoque evolucionario combinado con cualquiera de las otras dos técnicas. El término

heurístico se refiere a reglas empíricas, ya sea inducidas de la experiencia o producto de

análisis teóricos simplificados.

2. Grado de Completitud. Parece ser más conveniente trabajar con métodos evolucionarios

que inicialmente consideran estructuras de proceso simples y progresivamente generan

estructuras más detalladas.

3. Metodología. Es preciso sopesar la rigurosidad y confiabilidad de los métodos

algorítmicos respecto a la facilidad de uso de los métodos heurísticos. Los métodos

algorítmicos más usados en SP son: técnicas de programación matemática, técnicas en

búsqueda no lineal y técnicas de optimización multi-nivel.

6.5 ESTRATEGIAS ESPECIFICAS EN SP

SP como un Problema de un Solo Objetivo

Grossmann [1985] formula la síntesis de estructuras de proceso integradas -conformadas por

sistemas de servicios, redes de recuperación de calor y sistemas de proceso-, como un

problema de optimización de programación lineal de enteros mezclados de objetivo único.

Esta es una técnica de multi-nivel en tanto permite evaluar diversas estructuras de proceso

simultáneamente. La principal restricción a este enfoque es que sólo puede evaluar problemas

relativamente pequeños y la optimalidad se garantiza sólo para las estructuras que han sido

incluidas en la formulación del problema y no para todas las posibles estructuras.

Uso de Heurísticas y Metas Termodinámicas

Para lidiar con el problema de síntesis es conveniente complementar los métodos

algorítmicos con heurísticas y metas termodinámicas. Las metas termodinámicas pueden

contribuir a eliminar estructuras de proceso energéticamente ineficientes. Las reglas

heurísticas permitirían identificar estructuras de proceso deficientes. Así los métodos


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algorítmicos consideran en su análisis sólo las estructuras más promisorias. Umeda [1983],

recomienda también el uso del análisis de exergía para determinar límites a unidades del

proceso. Umeda, Stephanopoulos y Takamatsu reconocen a los métodos evolucionarios como

los más apropiados para la SP.

Uso de Heurísticas y Planeación Jerárquica

Lu y Notard [1985] y Douglas [1985], emplean un procedimiento evolucionario basado en la

aplicación de heurísticas y orientado por la planeación jerárquica. Es decir, las decisiones en

la configuración de estructuras de proceso son jerarquizadas; por ejemplo, se deberá definir la

estructura entrada-salida de las corrientes de la planta antes de establecer el sistema de

reciclo a la configuración de los reactores.

Integración de la Estructura de Reactores y Separadores

Douglas, Malone y Doherty [1985], establecen que la selección de un sistema de separación

está asociado a la determinación de los flujos de proceso óptimos. Conti y Paterson [1985],

demuestran que los reactores deben diseñarse paralelamente con el resto de unidades y no

como entes aislados.

Uso del Análisis Termodinámico

El uso del análisis termodinámico ha sido extendido a la optimización de procesos completos.

Linhoff y Vredeveld [1984], proponen el concepto del punto de estrangulamiento para

optimizar procesos teniendo como objetivo la minimización del consumo energético.

Boland y Hindmarsh (1984), indican haber encontrado un procedimiento para la síntesis

energética total. Ellos dividen el sistema en tres sub-sistemas: sistema de energía, sistema de

destilación y sistema de base. Cada sub-sistema es representado y optimizado por diagramas

entalpía- temperatura.

Desarrollo de Bases Analíticas y Sistemas Expertos

Stephanopoulos propone ordenar el desarrollo de SP mediante la generación de nuevas bases

analíticas que permitan guiar la selección de estructuras de proceso y establecer metas

alcanzables para los procesos. Asimismo, señala la necesidad de sistematizar el

conocimiento adquirido vía la elaboración de sistemas expertos. Los sistemas expertos están

conformados por un conjunto de reglas de producción y un mecanismo de inferencia que

ejecuta tales reglas. La primera generación de sistemas expertos ya está desarrollada.

6.6 RESUMEN SOBRE SP

1. La síntesis de plantas industriales de procesamiento físico-químico, o partes de las

mismas, es una tarea enormemente compleja. La síntesis de procesos se formula

como un problema multi-objetivo de programación no-lineal de enteros mezclados.

2. Actualmente, los problemas de síntesis de procesos son simplificados, de preferencia

de alguna de las siguientes maneras: se asume un sistema de valores simplificado o se


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usan sólo las variables de diseño más importantes.

Es común descomponer la SP como: asignación de especies, síntesis de rutas de

reacción, síntesis de redes de reactores, síntesis de redes de separación, síntesis

de redes de intercambio de energía, síntesis de estructuras de control y síntesis de

estructuras de seguridad. Aun queda por definir cómo se articulan los resultados de

los diversos sub-problemas para garantizar la optimalidad de la síntesis.

3. De los sub-problemas de síntesis se ha logrado madurar en la síntesis de redes de

intercambio de energía; en los demás, queda mucho por trabajar.

4. La generación de estructuras de proceso alternativas puede ser tratada como un

procedimiento evolucionario, orientado por reglas heurísticas para seleccionar

estructuras de proceso alternativas. Sin embargo, estas heurísticas no son

confiables, por lo que un problema importante en SP es formular métodos apropiados

para seleccionar estructuras alternativas.

5. Dos elementos de gran importancia en la SP que no han sido suficientemente

desarrollados son: la representación de los procesos y la definición de restricciones

apropiadas que permitan reducir acertadamente el espacio de búsqueda.

6.7 SELECCIÓN DE ESTRUCTURAS DE PROCESO ALTERNATIVAS

Como se desprende de la revision de la literatura los métodos algorítmicos son los más

confiables para los problemas de síntesis. Sin embargo, debido a las restricciones

computacionales existentes, a la fecha estos métodos pueden tratar sólo un número reducido

de estructuras de proceso alternativas. Por ello, es necesario contar con un procedimiento

heurístico que permita una primera selección de estructuras de proceso competitivas.

Douglas [1985] propone un procedimiento heurístico y jerárquico para evaluar un diseño

básico. Conti & Paterson [1985] desarrollan un método para diseñar en conjunto sistemas de

reacción y separación en simultáneo. Ningún autor a la fecha desarrolla procedimientos

sistemáticos que permiten la evaluación de estructuras de proceso alternativas para un sistema

determinado. Por esto, en la próxima sección se propone un procedimiento heurístico

evolucionario que cumple esta tarea de evaluación preliminar entre diseños alternativos.

Principios Rectores

Para formular un procedimiento heurístico evolucionario se definen los siguientes principios:

1. El método de selección de Estructuras de Proceso Alternativas se concibe como un

problema de optimización. La optimización tiene un objetivo único: maximizar el

beneficio de la estructura de proceso. El beneficio está definido por el valor neto de

productos (VNP), menos el costo de energía (CE) y menos la inversión de capital

(IK). Es decir:

BENEFICIO = VNP – CE – IK (6.1)

El VNP es igual al valor de los productos menos el costo de las materias primas e insumos.


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2. La optimización para seleccionar estructuras de proceso alternativas es desarrollada en

términos de las variables independientes del balance de materiales. Estas variables

independientes condicionan todos los flujos del proceso y, en consecuencia, tienen

incidencia directa en el VNP. Para determinadas condiciones inherentes al proceso en

estudio -como límites en temperatura, valores críticos o recomendados de operación,

etc.- los flujos del proceso en buena medida afectan el tamaño de las unidades

operacionales y, por esto, condicionan la inversión de capital. Los estudios

presentados por Conti y Paterson [1985], Fisher, Doherty y Douglas [1985], así como

Floquet, Pibouleau y Doménech [1985], demuestran que las variables más importantes

en la optimización de un proceso, son las variables independientes del balance de

materiales tales como conversión, selectividad y composición de las corrientes de

reciclo.

3. El espacio de búsqueda óptimo está limitado por el máximo valor neto de productos

(máx. VNP), el mínimo costo de energía (min. CE ) y la mínima inversión de capital

(min. IK). Este principio se deriva del análisis de la ecuación (6.1).

4. El procedimiento es evolucionario. El principio de evolución puede ser entendido de

dos maneras: (a) inicialmente sólo los elementos principales de las alternativas de

proceso son considerados en la evaluación; posteriormente, se agrega mayor detalle a

las estructuras de proceso competitivas con objeto de afinar la evaluación. (b) Las

decisiones tomadas durante el procedimiento de selección gradualmente se van

complejizando. El carácter evolucionario del método permite que las decisiones se

tomen en forma secuencial.

5. Se satisface el principio de descomposición, pues realizando modificaciones

estructurales a un determinado proceso en diversas etapas se permiten cambios en la

topología, si fuese preciso, en cada etapa de la evolución.

6. Se aplica el principio de planeación jerárquica, el cual establece que las decisiones

correspondientes al proceso de evaluación, deben ser categorizadas en diferentes

niveles de importancia.

7. Se asigna una importancia inicial mayor al desarrollo del balance de materiales y a la

definición de los valores de las variables independientes que lo especifican. Por ello, las

variables que sólo tienen efecto sobre el consumo de energía, tienen una importancia

secundaria en las etapas iniciales del método.

8. Se emplea el principio de retro monitoreo, lo que significa que las decisiones tomadas

en una etapa dada del proceso de evolución serán revisadas posteriormente para

determinar su validez.

Suposiciones en el Desarrollo del Método

Se asumen dos suposiciones básicas en el desarrollo del procedimiento heurístico

evolucionario.

1. En las etapas iniciales del diseño los cambios estructurales, es decir, aquellos que

afectan la topología del sistema, tienen mayor impacto en la función de optimización

que las modificaciones paramétricas de las variables de diseño. Por modificaciones

paramétricas se entiende al cambio de valores en las variables de diseño, por ejemplo

modificar la temperatura de operación. Entonces, las modificaciones estructurales

tienen mayor importancia que el afinamiento de las variables de diseño.


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2. Este procedimiento asume que el análisis de una estructura de proceso (llamada

estructura de referencia), perteneciente a un conjunto de estructuras de proceso

alternativas, provee criterios para operar modificaciones topológicas en esta estructura

de proceso, con objeto de alcanzar el óptimo de la función objetivo. Estas

características de la estructura de referencia y el proceso para su selección se describen

en el primer paso del procedimiento presentado en la próxima sección.

Características Generales del Procedimiento Heurístico Evolucionario

1. El método integra algunas de las reglas heurísticas existentes, organizándolas en un

proceso evolucionario. También el método emplea algunas técnicas probadas para la

resolución de sub-problemas de síntesis, como la integración de redes de calor.

2. Cada uno de los pasos en este procedimiento tiene sus propias metas. Por ello, en

cada paso se satisface sólo parte del espacio global de búsqueda.

3. Este método no es adecuado para generar estructuras de proceso, sino para evaluar

estructuras alternativas. Por esto, se requiere contar con por lo menos una estructura

de proceso como punto de partida para aplicar el método.

4. El procedimiento entonces se puede aplicar a la evaluación de una sola estructura de

proceso o a un conjunto de estas.

5. Como información de entrada se debe conocer la cinética y los esquemas de reacción,

en caso de que se reporten reacciones químicas en el sistema bajo estudio.

6. La reducción inicial del espacio de búsqueda se efectúa mediante la identificación de

límites o restricciones inherentes al proceso en estudio. Estos límites se pueden referir

a consideraciones de seguridad, restricciones en los servicios disponibles,

características de los materiales, capacidad de producción, etc.

7. Se requiere de la selección de una estructura de proceso, que sirva de referencia, para

evaluar la influencia de las principales variables del proceso con objeto de orientar la

búsqueda hacia las condiciones óptimas.

8. Se emplean modelos económicos simplificados para cada unidad operacional.

También, en un inicio se pueden usar métodos de diseño simplificados para cada una

de las operaciones unitarias. Los modelos pueden ser refinados posteriormente en las

próximas etapas del procedimiento.

9. Se evalúan equipos alternativos para alcanzar una determinada meta en el proceso.

Por ejemplo, para la separación de dos componentes se podrían evaluar las

operaciones de absorción y destilación.

6.8 EL PROCEDIMIENTO HEURÍSTICO EVOLUCIONARIO

1. Selección de Estructura de Referencia

Como se indicó en la sección anterior para iniciar el método se deberá contar con por lo

menos una estructura de proceso. Si se tienen varias estructuras de proceso alternativas,

entonces será preciso seleccionar de entre ellas a una estructura de proceso, que se llamará la

estructura de referencia.

Entonces, el procedimiento para seleccionar esta estructura de referencia se resume en las

siguientes etapas:


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a) Representar las Estructuras de Proceso (EP) sólo por operadores materiales,

eliminando de la representación unidades tales como bombas, compresores,

transportadores de sólidos e intercambiadores de calor. Los operadores materiales

son: reactores químicos, separadores, mezcladores y bifurcadores. Los bifurcadores

son unidades que dividen el flujo de una corriente, sin afectar su composición; en

cambio, los separadores cambian la composición de las corrientes. Por ejemplo,

destiladores, absorbedores y extractores son separadores.

b) Agrupar las EP por Equivalencia Material (EM). Equivalencia material significa para

las unidades de proceso, que realizan las mismas metas independientemente del

número de unidades. Por ejemplo, una columna de destilación compleja puede hacer

el mismo trabajo que tres columnas de destilación simples.

c) Seleccionar de cada grupo de estructuras de proceso que poseen Equivalencia Material

una EP de acuerdo a los siguientes criterios:

Grado de desarrollo: seleccionar aquella estructura que cumpla mayor número de

metas. Por ejemplo, si una estructura de proceso recircula un sub-producto tiene

un grado de desarrollo menor que una estructura alternativa que separa tal sub-

producto. El separar el sub-producto aumenta una meta más a la estructura.

Simplicidad de unidades operacionales: se seleccionan las unidades por el número

de metas cumplidas, de menor a mayor. Las unidades se consideran más simples si

cumplen menos metas. Por ejemplo una columna de destilación que separa de una

mezcla de ABCD componentes el componente A, y la otra corriente contiene una

mezcla de los componentes BCD, cumple una sola meta. En cambio, si se tiene

una columna de destilación que posibilita cortes laterales, se podrán separar los

componentes A (por el tope), B (corte lateral) y CD (por el fondo). Esta columna

cumple una meta más que la primera.

Grado de interacción: señala la información que se transmite de una unidad a otra.

Se prefieren las estructuras con mayor grado de interacción. Por ejemplo, las

corrientes de reciclo o de ciclo hacia delante son la causa de la interacción de

procesos. Entonces se prefieren estructura de proceso que tengan estos ciclos, para

así evaluar su efecto sobre la función objetivo.

d) Ranquear las EP conforme a los criterios establecidos en el numeral anterior. Si hay

dudas, seleccionar aquellas que tengan mayor valor neto de productos. El cómputo del

máximo VNP se detalla en los pasos 4 y 5. Si el proceso de selección culmina con

más de una EP, entonces ejecute los pasos 2 a 5 con todas las alternativas

seleccionadas, hasta el cálculo del máximo VNP.

e) Seleccione la primera Estructura de Proceso de las alternativas ranqueadas. Esta será

considerada la Estructura de Referencia. Use esta estructura de referencia para

ejecutar los siguientes pasos:

2. Identificación de Límites de Operación

Se identifican límites de seguridad y restricciones específicas inherentes al proceso. Po

ejemplo, condiciones de explosión de materiales peligrosos, condiciones riesgosas para la

operación de materiales corrosivos o tóxicos, restricciones en los efluentes del proceso,

para ajustarse a las disposiciones legales, valores máximos de temperatura y presión en la


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operación de unidades, restricciones en los servicios disponibles, límites en la capacidad

de almacenamiento de materiales, etc.

3. Definición de las Variables Fundamentales

Se formulan las ecuaciones del balance de materiales en términos de las Variables

Fundamentales. Hay que identificar las variables que condicionan el flujo de materiales

(por ejemplo, conversión y selectividad en reactores, relación de flujos en separadores,

etc.).

También hay que seleccionar los Operadores Fundamentales. Las unidades o equipos a

los cuales se asocian las variables fundamentales se les llama los Operadores

Fundamentales. Por ejemplo, si la conversión es una variable fundamental, el reactor

donde se realiza esta conversión será considerado un equipo fundamental. Estos son los

equipos que condicionan los flujos y concentraciones, tales como reactores, separadores,

mezcladores y bifurcadores.

4. Identificación de Límites para las Variables Fundamentales

Estos límites se fijan en términos del Valor Neto de Productos, es decir, cuando el VNP ya

no es rentable. Supongamos que se tiene un sistema de proceso compuesto por un reactor

y un sistema de separación. Se evaluará el VNP para diversos valores de conversión. Se

encontrará un límite de conversión para el cual el VNP ya no es rentable. Evidentemente,

durante el diseño del proceso, nunca la conversión deberá tener valores próximos a este

límite. Dado que las ecuaciones del balance de materiales se formulan en términos de las

variables fundamentales, cambiando los valores correspondientes a estas variables se

obtienen nuevos valores para el VNP.

5. Maximización del VNP

Para maximizar el valor del VNP es necesario modificar los valores de las variables

fundamentales. Esta tarea es sencilla si se cuentan con pocas variables fundamentales.

Pero cuando el número de variables fundamentales aumenta se requerirán técnicas de

optimización para alcanzar la convergencia en el máximo.

6. Formulación de Módulo de Simulación

Hasta el paso 5 sólo se han empleado las ecuaciones del balance de materiales basados en

los operadores materiales. Este paso implica desarrollar los módulos de diseño para cada

unidad operacional así como sus correspondientes modelos de costo, para establecer la

incidencia también en los costos de energía del proceso.

Ahora se deberán considerar tanto los operadores materiales (reactores, separadores,

mezcladores y bifurcadores), así como los operadores no materiales (bombas, compresores,

otros equipos de transporte de materiales, intercambiadores de calor, etc.). Este modelo

incluirá balances de materia y energía, dimensionamiento de equipos y modelos de costos

para cada una de las principales unidades operacionales.

Para establecer los valores de las variables de diseño de las unidades operacionales, se

cuentan con reglas heurísticas publicadas por Happel y Jordan [1965], Douglas[1988] y

Biegler et. al. [1997]. Para definir la presión de operación de columnas de destilación, se

recomienda el procedimiento propuesto por Henley & Seader [1981, p.432]. La conversión

inicial del reactor se puede fijar para alcanzar máxima selectividad [Conti y Paterson,

1985].

7. Ejecución de Estudios Paramétricos


14

a) Cambiar valores de variables fundamentales y evaluar su efecto sobre el VNP, el costo

de energía (CE), el costo de capital (CK) y el beneficio (BEN). Como una primera

aproximación realizar estos estudios paramétricos considerando los valores máximo,

mínimo y medio para cada variable. Así se determinará la sensibilidad del BEN, de

cada uno de sus componentes, con respecto a las variables fundamentales.

b) Determinar la sensibilidad de las Unidades Operacionales (UO) fundamentales

respecto a estos cambios. Con los cambios realizados en el numeral anterior,

identificar su efecto sobre la perfomancia de las principales unidades operacionales.

Se deberán evaluar los siguientes aspectos: (a) rango de estabilidad de las unidades;

(b) violación de límites identificados en el paso 4; (c) cambios en VNP; (d) cambios

en costo de energía; (e) cambios en costo de capital; y, cambios en el beneficio, BEN.

El análisis anterior, permitirá establecer la incidencia en cada una de las metas: VNP,

CE e IK de tal modo que se tengan elementos suficientes para sugerir modificaciones

topológicas. Este análisis también ayuda a afinar también los valores de las variables

fundamentales.

c) Evaluar cada una de las Unidades Operacionales indicando lo siguiente:

límites operacionales,

comportamiento en la simulación (si presenta inestabilidad en la simulación),

si metas de la unidad son indispensables para el proceso, por ejemplo si la unidad

recupera un sub-producto que puede ser recirculado, la meta de separación no es

indispensable,

si la Unidad Operacional se puede fusionar a otra,

si meta de Unidad Operacional se puede cumplir mejor descomponiéndola en dos

Unidades; por ejemplo, en algunas reacciones químicas se logran mejores

rendimientos si opera en dos unidades a condiciones distintas o si entre dos

unidades se dispone un intercambiador de calor,

sensibilidad en VNP, CE e IK respecto a cambios en las variables fundamentales.

Este análisis debe proveer elementos para modificaciones estructurales.

8. Cálculo del Consumo Mínimo de Servicios

Usar técnica de Linhoff y Hindmarsh [1983], para determinar el consumo mínimo de agua

de refrigeración y vapor usando los valores de las variables fundamentales que muestran

un beneficio mayor. Este resultado será comparado luego con que se obtiene en el paso

10.

9. Modificaciones Topológicas

a) Listar las UO que no cumplen metas indispensables y ensayar en el siguiente orden las

modificaciones topológicas: eliminarlas, fusionarlas con otras unidades, reemplazarlas

por otro tipo de unidades. Al efectuar cada una de las modificaciones topológicas

sugeridas evaluar si el efecto sobre las metas ha sido positivo.

b) Listar OU que pueden ser reemplazadas por otro tipo de unidad, a pesar de cumplir

meta necesaria. Las razones que podrían justificar un cambio tal son:

rango de operación muy estrecho


15

violación de límites y restricciones

alta sensibilidad a los cambios en las variables fundamentales

el costo de operación de la nueva unidad puede ser menor

se podría reducir el uso de servicios tales como refrigerantes o fluidos térmicos que no

son usados por otras unidades.

c) Listar UO que cumplen meta necesaria, pero que podrían ser fusionadas a otras

unidades, sin comprometer las metas económicas del diseño. Ejecutar la fusión de

unidades y evaluar sus efectos mediante la simulación.

d) Agregar una UO si se prevee que ello podría beneficiar la función objetivo. Evaluar

los resultados mediante la simulación.

Es precisa una evaluación cuidadosa de los cambios topológicos si estos afectan los ciclos del

diseño. Por ello, cada vez que una unidad operacional es cambiada y se introducen nuevos

servicios en la planta, entonces se debe ir al paso 10.

10. Beneficios En Costo de Energía por Modificaciones Topológicas

Calcular el consumo mínimo de servicios para cada modificación topológica. Comparar los

resultados obtenidos con aquellos del paso 8. Si la nueva topología no ofrece ventajas en el

consumo de energía, evaluar muy cuidadosamente la justificación de las modificaciones

estructurales.

11. Repetir 9 y 10 si fuese necesario

12. Integración Calórica De La EP

Esta integración calórica implica determinar las corrientes que intercambian calor entre sí y

definir el número de intercambiadores de calor, teniendo como objetivo el consumo mínimo

de servicios tales como agua de refrigeración y vapor.

13. Registro De Metas: VNP, CE, IK, y BEN, para la estructura de proceso sujeta a

evaluación.

14. Evaluación de Estructura de Proceso Alternativa

Evaluar la próxima estructura de proceso alternativa del paso 1. Si durante la ejecución del

paso 9 ha sido generada una estructura similar, tomar la siguiente estructura de proceso del

paso 1. Repetir este paso.

15. Determinación de Límites y Variables Fundamentales para nueva EP.

Repetir los pasos 2 y 3 para la nueva EP.

16. Evaluación de la Nueva Estructura de Proceso

Evaluar la nueva EP usando la información del paso 7.c, si las variables fundamentales de la

estructura de referencia y de la nueva estructura son iguales. En caso contrario, repetir

los pasos 5 a 13.

17. Ranquear el Conjunto Final de EP Alternativas

Realizar este ranqueo de las diversas EP alternativas en función del beneficio. Registrar

también los valores de VNP, EC e IK.


16

Estas alternativas constituyen el conjunto final de estructuras de proceso alternativas a las

cuales se pueden aplicar métodos algorítmicos para encontrar las condiciones óptimas para el

proceso en estudio.

En la Figura 6.1 se presenta el diagrama de flujo del procedimiento heurístico evolucionario

propuesto.

Figura 6.1.- Procedimiento Heurístico Evolucionario

6.9 EJEMPLO: HIDRODEALQUILACIÓN DEL TOLUENO

Planteamiento del Problema

Se trata de seleccionar una estructura de proceso competitiva para producir 265 kmoles de

benceno por hora mediante el proceso de hidrodealquilación térmica del tolueno1. La pureza

del benceno producto será de 99,99 %. Las reacciones químicas de interés son:

CH3(C6H6) + ½ H2 C6H6 + CH4 (6.2)

2 C6H6 (C6H5)2 + H2 (6.3)

La reacción (6.2) es irreversible, en tanto la reacción (6.3) es de equilibrio y transforma el

benceno a difenilo, el cual es un sub-producto no deseado. En la Figura 6.2 se presenta un

diagrama de flujo del proceso. A continuación se procede a aplicar el método propuesto en la

sección anterior.

Figura 6.2 Diagrama de Flujo para la Producción de Benceno

1. Selección de la Estructura de Referencia

La Figura 6.3 presenta 5 estructuras de proceso alternativas para el proceso dado. Allí se

presentan sólo los operadores materiales (reactores, separadores, mezcladores y bifurcadores).

Es decir, se ha satisfecho la etapa 1.a del procedimiento.

Figura 6.3.- Cinco Estructuras de Proceso Alternativas

Las cinco EP tienen en común un reactor y un separador de fases (F1). Estas unidades

ejecutan las mismas metas en todas las EP. Más aún, en las estructuras 6.3 a, b y c muestran

que el bifurcador S1 ejecutan las mismas tareas en las tres estructuras. La única diferencia

entre las estructuras a y b es el número de columnas de destilación; sin embargo, estas

columnas cumplen en ambos diagramas las mismas metas. Vale decir, la eliminación de

incondensables (corriente Fuel) y la recuperación de benceno y difenilo. El tolueno que no ha

reaccionado es recirculado al reactor. Es decir, las alternativas (a) y (b) tienen equivalencia

material.

1 Los datos para este problema han sido tomados del Concurso Estudiantil del American Institute of

Chemical Engineers, 1967.


17

La alternativa © difiere de la (a) y de la (b) debido a que el difenilo es recirculado. Las

alternativas (c) y (d) tienen equivalencia en el tren de destilación, pero el ciclo del gas es

distinto, dado que en la EP (d), no se purga la mezcla gaseosa. Las alternativas (d) y (e)

tienen las mismas metas en el ciclo gaseoso, pero difieren en las metas del ciclo líquido. En

resumen, se definen cuatro grupos de EP con equivalencia material:

Grupo 1: EP (a) y EP (b)

Grupo 2: EP (c)

Grupo 3: EP (d)

Grupo 4: EP (e)

Siguiendo el paso 1.c del procedimiento propuesto, se debe seleccionar una EP por cada

grupo de equivalencia material. En el grupo 1 se selecciona la EP (a), dado que la columna de

destilación de la EP (b) tiene un corte lateral y en consecuencia no es una unidad simple. Por

ello, las EP seleccionadas son:

Grupo 1: EP (a)

Grupo 2: EP (c)

Grupo 3: EP (d)

Grupo 4: EP (e)

Ranqueando las alternativas anteriores por la simplicidad de las unidades operacionales, el

grado de interacción entre unidades y el desarrollo de la topología se tiene el siguiente

análisis: la EP © y la EP (d) recirculan el difenilo, por lo que su grado de desarrollo no es tan

bueno como el presentado por las alternativas (a) y (e). La alternativa (e) tiene un mayor

valor para el VNP, dado que no tiene una corriente de purga. Entonces las EP se ordenan así:

Alternativa 1: EP (e)

Alternativa 2: EP (a)

Alternativa 3: EP (d)

Alternativa 4: EP (c)

Para definir la estructura de referencia, correspondería a la EP (e); sin embargo, en el presente

caso se seleccionará la EP(a), por las siguientes razones:

El separador de fases S1, mostrado en las EP (d) y (e) podría ser un separador de

membrana o un separador flash refrigerado que opere a muy baja temperatura. Los

costos asociados con este separador flash podrían ser muy elevados.

De otro lado, la tecnología de separación por membrana a nivel comercial todavía no

está consolidada.

Se desea comparar los resultados obtenidos con el estudio conducido por Douglas

[1985].

En consecuencia se seleccionará la EP (a), las alternativas (e), (c) y (d) se ranquean a

continuación.

2. Determinación de Límites y Restricciones

a) En el reactor: relación molar de hidrógeno respecto a aromáticos 5/1. Presión

de operación: 3450 kPa; temperatura de operación entre 895 y 980 K.


18

b) En intercambiadores de calor: máxima temperatura 895 K.

c) En columna de estabilización C1, relación molar de destilado a fondos para el

metano de 50000 y para el benceno de 0,005.

d) Pérdidas de tolueno serán inferiores al 1 % de la alimentación neta.

e) En la corriente de reciclo de tolueno, el contenido máximo de benceno será de

4 % molar. El contenido de difenilo será inferior al 25 % molar del producido.

f) Los reebullidores de las columnas de destilación tendrán una carga máxima de

12000 BTU/h/ft2.

g) En el horno el coeficiente global de transferencia de calor será de 16000

BTU/h/ft2, así como la caída de presión máxima sería de 70 psi.

3. Identificación de Variables Fundamentales y Operadores Fundamentales

En este paso se formulan las ecuaciones del balance de materiales en términos del número

mínimo de variables independientes. Las ecuaciones del balance de materiales de interés

son las siguientes:

S = 1,0 – 0,0036 / (1 - X)1,544

(6.4)

Ftol = Bz / S (6.5)

Di = Bz (1-S) / 2S (6.6)

Hyd = Bz [1- (1 - yH2) (1-S) / 2] / [0,95 - yH2] (6.7)

Purg = Hyd + Bz [(1-S) / 2S] (6.8)

Rgas = [(5Bz / SX) – 0,95 Hyd] / yH2 (6.9)

Tol = Ftol / X (6.10)

Siendo

X: conversión

S: selectividad

yH2: concentración de hidrógeno en el reciclo gaseoso

Ftol flujo molar de alimentación de tolueno

Bz. flujo molar de benceno producto

Purg flujo molar de la corriente de purga

Rgas: flujo molar del reciclo gaseoso

Hyd: flujo molar de hidrógeno

Tol: flujo molar de tolueno a la entrada del reactor

Di: flujo molar de difenilo producido

Como puede apreciarse del conjunto de ecuaciones del balance de materiales, la conversión es

una variable independiente, pues determina la selectividad y todos los flujos del balance de

materiales. La concentración de hidrógeno del reciclo gaseoso yH2 está asociada al flujo de la

corriente de purga Purg, y ésta es la segunda variable independiente del balance de

materiales.


19

Los operadores fundamentales vienen a ser el reactor (donde la variable fundamental es la

conversión) y el separador S1, donde tiene lugar la purga gaseosa (la variable fundamental es

la concentración de hidrógeno).

4. Límites para la Variables Fundamentales

Para el cálculo del valor neto de productos como función de las variables fundamentales (X y

yH2), es necesario emplear las ecuaciones (6.4 a 6.10). Para cada corriente de entrada o salida,

asignar el valor correspondiente. Los costos para el benceno, tolueno, difenilo, hidrógeno y la

corriente de purga se presentan en la tabla siguiente.

Tabla 6.2 Costos de los Materiales del Proceso

MATERIAL UNIDAD PRECIO

Tolueno m3 174,37

Benceno m3 282,69

Difenilo m3 66,05

Hidrógeno m3 0,07

Fuel (combustible) 106 BTU NHV 1,65

Referencia.- Chemical Marketing Reporter.

Mediante un sencillo programa en computador, que también puede ser implementado en hoja

de cálculo, se obtienen los resultados para el VNP en términos de las variables independientes

del balance de materiales. Los resultados indican que para un valor de X superior a 0,75,

VNP decrece bruscamente, por lo que este es un límite superior; el límite inferior

correspondiente se fija en 0,4. De otro lado, el valor de la concentración de hidrógeno en el

reciclo influencia de modo notable el VNP. Los límites identificados para esta variable son

0,40 y 0,80 respectivamente.

5. Maximización del VNP

El VNP máximo resulta ser 10,4 millones de dólares correspondiente a yH2 = 0,4 y X = 0,1.

6. Formulación del Modelo de Simulación

Se requiere la siguiente información para formular el modelo de simulación de procesos:

precios de productos, sub-productos y materias primas

precios de servicios: energía eléctrica, combustible y agua de refrigeración

Modelo de costo para cada unidad operacional

condiciones de operación para cada una de los equipos principales

El balance de materiales y de energía, así como el dimensionamiento de las columnas de

destilación y algunos otros equipos se han realizado con un simulador comercial.

7. Estudios Paramétricos

Tomando en cuenta los límites especificados en el paso (4) se procede a evaluar varias

combinaciones de valores de las variables fundamentales, con el módulo de simulación.

8. Influencia de las Variables Fundamentales


20

Del análisis correspondiente se concluyó lo siguiente:

La variable fundamental yH2 determina casi totalmente las metas económicas.

La variable X determina principalmente el costo de energía

El costo de energía es más sensible que el costo de capital a los cambios en las

variables fundamentales

Se ratifica que los límites operacionales para X son de 0,40 a 0,75

Se ratifica que los límites operacionales para yH2 son de 0,40 a 0,60.

En la evaluación del reactor destacan los siguientes aspectos:

Límites operacionales: presión 3450 kPa, temperatura de alimentación 895 K, y

máxima temperatura de salida 980 K.

Comportamiento en la simulación estable.

La meta de producción de benceno es indispensable, en tanto que la meta de

producción de difenilo es prescindible, es más, no es deseada. la producción de

difenilo aumenta a mayores temperaturas.

Efecto en el reactor de las variables fundamentales. Cuando se reduce el valor de yH2

entonces el volumen del reactor decrece notablemente y en consecuencia su costo de

adquisición. Asimismo, a una conversión de 0,5 el volumen del reactor es mínimo.

Cuando el valor de aumenta hasta 0,8 y X hasta 0,75 entonces la temperatura de

salida del reactor alcanza el límite de 980 K. De otro lado, el costo del reactor no

influencia de modo importante el beneficio total del proyecto, es más constituye sólo

un 1,7 %.

El análisis de las columnas de destilación lleva a las siguientes conclusiones:

Respecto a los límites operacionales. El proceso tiene tres columnas, C1 es la

columna de estabilización que sirve para remover los incondensables, C2 es la

columna empleada para separar el benceno y C3 es usada para separar el difenilo. En

las columnas de destilación es deseable que el condensador opere con agua de

refrigeración, disponible a 300 K, y el reebullidor opere con vapor a una temperatura

máxima de 500 K. Para ello, las presiones de operación de las columnas han sido

fijadas en los siguientes valores: C1 a 1100 kPa, C2 a 170 kPa y C3 también a 170

kPa. Para la operación del reebullidor de C3 se requeriría un fluido térmico, pues

opera a 550 K. Esto se puede evitar realizando una integración calórica cuidadosa.

El comportamiento en la simulación muestra que la columna C1 tiene un estrecho

rango de estabilidad. Métodos abreviados como el de Fenske-Underwood y Gilligand,

fallan en la convergencia. Se logró estabilidad para una columna de 15 platos a una

temperatura de alimentación de 410 K con un modelo riguroso de cálculo. El cálculo

de C3 también ofreció dificultades con métodos abreviados, probablemente a que la

separación entre tolueno y difenilo es dificultosa por la proximidad en sus

temperaturas de ebullición. Las especificaciones para esta columna fueron: fracción

molar de difenilo en el destilado 0,0005 y fracción molar de tolueno en fondos 0,01.

La columna C3 no realiza una meta estrictamente necesaria en tanto el difenilo podría

ser recirculado.


21

La fusión de C2 y C3 podría realizarse en tanto operan a la misma presión. Además

C3 es una columna pequeña, dando un argumento adicional a la fusión de estas dos

columnas.

La influencia de las variables fundamentales sobre el comportamiento de las columnas

y las metas económicas es significativo. El ciclo líquido está determinado

principalmente por X. La columna C1 no tiene influencia importante sobre CE o IK.

La columna C2 es la más cara y alcanza hasta 13 % de los costos de energía. La

columna C3 es la más sensible a los cambios en X, representando un valor de 22 % de

los costos de energía.

Las unidades del ciclo gaseoso, vale decir, el bifurcador, compresor y horno H1, son

altamente dependientes del flujo de la corriente de reciclo, el que es determinado por yH2.

Es importante mencionar que la meta de S1 no es indispensable, puesto que se podría

introducir un separador para recuperar el hidrógeno en lugar de purgar parte de él.

9. Cálculo de Servicios Mínimos para la Estructura de Referencia

Los resultados son: servicio frío, vale decir, agua de refrigeración equivalente a 7790 MJ/h.

Servicio caliente, vapor, equivalente a 16261 MJ/h. Temperatura de estrangulamiento es de

405 K.

10. Modificación de la Topología de la Estructura de Referencia

A partir del análisis paramétrico se desprenden las posibles modificaciones siguientes:

Es deseable tener una corriente gaseosa de alta yH2 por lo que sería conveniente poder

separar el hidrógeno en lugar de purgarlo. Por ello las alternativas (d) y (e) son

recomendadas.

La columna C3 no cumple una meta estrictamente necesaria, por lo que se recomienda

eliminarla, más aún si se sabe que representa el 22 % del costo total de energía. El

diagrama correspondiente sería el de la estructura (a). Notar también que en esta EP

(a) sólo se ha considerado un horno H1, lo que reduce los costos de instalación. La

simulación de esta nueva EP revela que los costos de energía se ha reducido en 12,5

%, pero el costo de capital sólo en 1,2 % debido al aumento de tamaño en otras

unidades. Se alcanza una mejora sustancial en la economía del proceso si se reduce la

relación hidrógeno/aromáticos de 4,92 a 4,20.

11. Ventajas Energéticas en Modificaciones Topológicas

Al realizar los cálculos correspondientes resulta que se obtiene una reducción del 41,1 % en

el consumo de vapor y un aumento del 15,5 % en el agua de refrigeración. De hecho este

panorama es muy alentador, justificando plenamente la modificación topológica de eliminar

C3.

12. Integración Calórica de la EP Modificada

El ahorro de energía obtenido por la integración calórica es enorme, además del ahorro en la

inversión de capital al reducir la capacidad del horno H1.

En la Tabla siguiente se presentan los resultados generales de dicha integración

Tabla 6.3.- Resultados de la Integración Calórica

Variables Fundamentales X = 0,75; yH2= 0,40

Valores dados en millones de dólares por año


22

ESTRUCTURA VNP IK CE BEN

Referencia 8,995 1,692 8,291 -0,989

Modificada 9,718 1,672 7,261 0,785

Modificada con

Integra. Calórica

9,718 1,118 1,823 6,777

Fuente.- El autor.

Es evidente la conveniencia de eliminar la columna C3 y de integrar calóricamente la planta.

La ventaja de fusionar los hornos H1 y H2 no es evidente en los cálculos debido a la

simplicidad de los modelos económicos empleados; sin embargo, esto implica también una

reducción de capital.

La Estructura de Proceso con integración calórica se muestra en la Figura siguiente. Es

evidente que el método formulado permite reducir el espacio de búsqueda para la

optimización y que provee criterios para la evaluación y selección de un conjunto de EP

alternativas.

Figura 6.4.- Estructura de Proceso Final

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