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Diseno de una estructura de control para plantasquımicas

Beca I+D Repsol-YPF

Informe Final

4 de Diciembre de 2001

Autor: Arancha Marcos

Tutor: Manuel Rodrıguez

Departamento de Ingenierıa Quımica Industrial y Medio Ambiente

ETSII-UPM

Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 1

Indice

1. Inteligencia Artificial: Sistemas Expertos 8

1.1. Sistemas Expertos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 8

1.1.1. Estructura interna de un sistema experto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 11

1.2. CLIPS . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 15

1.2.1. Representacion de la informacion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 15

1.2.2. Representacion del conocimiento . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 15

2. Control a nivel de planta 18

2.1. Introduccion al problema del control a nivel de planta . . . . . . . . . . . . . . . . . 18

2.2. Limitaciones del control predictivo multivariable basado en modelos (MPC) . . . . . 19

2.3. Estrategias de control clasico . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 20

2.4. Bucles tıpicos de control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 25

2.5. Diseno del proceso . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 27

2.6. Razones por las que es necesario el control a nivel de planta . . . . . . . . . . . . . 27

2.7. Conceptos basicos del control a nivel de planta . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 32

3. Descripcion del estado del arte 35

3.1. Introduccion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 35

3.2. Estado del Arte . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 38

3.2.1. W.L. LUYBEN, B.D. TYREUS, M.L. LUYBEN . . . . . . . . . . . . . . . . 38

3.2.2. T.J. McAVOY . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 40

3.2.3. S. SKOGESTAD, I.J. HALVORSEN, T. LARSSON, M.S. GOVATSMARK . 41

3.2.4. A.J. GROENENDICJK, A.C. DIMIAN, P.D. IEDEMA . . . . . . . . . . . . 43


3.2.5. P.R. LYMAN, C. GEORGAKIS . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 44

3.2.6. CHANG K. YI, WILLIAM L. LUYBEN . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 45

3.2.7. WAYNE R. FISHER, MICHAEL F. DOHERTY, JAMES M. DOUGLAS . . 45

3.3. Ventajas e inconvenientes de los metodos para el diseno de una estructura de control 48

4. Sistema experto 50

4.1. Modulo 1: Descripcion de la topologıa de la planta . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 50

4.2. Modulo 2: Objetivos de Control. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 57

4.3. Modulo 3: Heurısticas de control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 59

4.3.1. Reactores: . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 59

4.3.2. Eliminacion de calor e integracion energetica . . . . . . . . . . . . . . . . . . 80

4.3.3. Reciclos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 81

4.3.4. Bombas . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 82

4.3.5. Columnas de destilacion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 85

4.3.6. Columnas de absorcion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 92

4.3.7. Hornos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 94

4.3.8. Decantadores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 96

4.3.9. Sistemas de refrigeracion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 97

4.3.10. Depositos . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 100

4.3.11. Vaporizadores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 101

4.3.12. Intercambiadores de calor (intercambio termico por contacto indirecto) . . . 102

4.3.13. Intercambio termico por contacto directo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 110

4.3.14. Condensadores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 112

4.3.15. Compresores y ventiladores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 114


4.3.16. Columnas de extraccion lıquido-lıquido . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 116

4.3.17. Separadores lıquido-vapor . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 117

4.3.18. Corrientes . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 118

4.4. Resultado de la ejecucion . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 119

5. Ejemplos 119

5.1. Proceso Tennessee Eastman . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 119

5.1.1. Caracterısticas del proceso . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 119

5.1.2. Caso 1: Estrategia de control cuando la tasa de produccion viene fijada por

la demanda . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 131

5.1.3. Caso 2: Estrategia de control cuando la tasa de produccion viene fijada por el

suministro de un reactivo . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 132

5.2. Proceso de fabricacion en fase vapor del monomero acetato de vinilo . . . . . . . . . 134


5.2.2. Estrategia de control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 153

5.3. Proceso de desalquilacion del tolueno . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 154

5.3.1. Descripcion del problema . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 154

5.3.2. Estrategia de control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 173

5.4. Proceso de isomerizacion de n-butano a isobutano . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 174


5.4.2. Caso 1: Estrategia de control si la reaccion es irreversible . . . . . . . . . . . 184

5.4.3. Caso 2: Estrategia de control si la reaccion es reversible . . . . . . . . . . . . 186

6. Pasos futuros 186


Indice de cuadros

1. Comparacion entre los programas clasicos y los sistemas expertos . . . . . . . . . . 9

2. Ventajas e inconvenientes del control en adelanto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 22

3. Ventajas e inconvenientes del control en realimentacion . . . . . . . . . . . . . . . . 23

4. Propiedades de los lazos de control . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 26

Indice de figuras

1. Estructura de un sistema experto . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 12

2. Control de la relacion entre el caudal de dos corrientes. . . . . . . . . . . . . . . . . 25

3. Reciclos en reactores . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 52

4. Calor eliminado y qenerado en funcion de la temperatura . . . . . . . . . . . . . . . 61

5. Control de temperatura mediante vaporizacion del refrigerante. . . . . . . . . . . . . 62

6. Control de temperatura (I) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 63

7. Control de temperatura (II) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 63

8. Control de temperatura (III) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 64

9. Control de temperatura (IV) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 65

10. Control de temperatura (V) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 65

11. Recirculacion del contenido del reactor para controlar la temperatura . . . . . . . . 67

12. Control de temperatura manipulando la temperatura del reciclo (I) . . . . . . . . . 68

13. Control de temperatura manipulando la temperatura del reciclo (II) . . . . . . . . . 69

14. Control de temperatura manipulando el caudal de reciclo . . . . . . . . . . . . . . . 70

15. Refrigeracion mediante enfriamiento del contenido del reactor. . . . . . . . . . . . . 71


16. Serie de reactores tubulares con refrigeracion intermedia mediante intercambiadores 71

17. Serie de reactores tubulares con refrigeracion intermedia mediante inyeccion de reactivos 72

18. Control de temperatura en reactores tubulares manipulando la velocidad de reaccion 72

19. Reaccion endotermica: equilibrio termico. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 73

20. Control de reactores endotermicos (I) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 74

21. Control de reactores endotermicos (II) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 75

22. Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la

composicion de salida y de la restriccion de temperatura maxima . . . . . . . . . . . 77


composicion de salida . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 78


restriccion de temperatura maxima . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 78

25. Sistema reactor-FEHE . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 80

26. Control de estabilizadores (I) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 88

27. Control de estabilizadores (II) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 89

28. Control de la inundacion en columnas de destilacion . . . . . . . . . . . . . . . . . . 91

29. Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que hay una restriccion

respecto a la maxima perdida de carga . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 92

30. Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que no hay restriccion

respecto a la maxima perdida de carga (I) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 93

31. Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que no hay restriccion

respecto a la maxima perdida de carga (II) . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 94

32. Posibles esquemas de recirculacion en columnas de absorcion . . . . . . . . . . . . . 94

33. Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (I) . . . . . . . . . . . . . . 95

34. Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (II) . . . . . . . . . . . . . 96


35. Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (III) . . . . . . . . . . . . . 97

36. Esquema de control de hornos. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 98

37. Esquema de control de decantadores. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 98

38. Esquema de control de sistemas de refrigeracion (I). . . . . . . . . . . . . . . . . . . 99

39. Esquema de control de sistemas de refrigeracion (II). . . . . . . . . . . . . . . . . . 99

40. Esquema de control de sistemas de refrigeracion con absorcion. . . . . . . . . . . . . 100

41. Control de temperatura en un deposito (A) y mantenimiento de la temperatura entre

ciertos lımites (B). . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 101

42. Intercambio termico de dos fluidos en contracorriente . . . . . . . . . . . . . . . . . 103

43. Variacion de la temperatura controlada con los caudales de fluido. . . . . . . . . . . 104

44. Relacion entre temperaturas y caudales teniendo en cuenta la variacion de U con estos104

45. Control en cascada en el calentamiento con vapor condensante . . . . . . . . . . . . 107

46. Control de intercambiadores por manipulacion del caudal del bypass . . . . . . . . . 110

47. Sensibilidad de la temperatura frente a variaciones de caudal . . . . . . . . . . . . . 111

48. Control de un compresor por variacion del caudal de bypass . . . . . . . . . . . . . 115

49. Control de un compresor por estrangulacion de la aspiracion . . . . . . . . . . . . . 115

50. Control de un compresor por variacion de su velocidad . . . . . . . . . . . . . . . . 116

51. Control antisurge . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 116

52. Proceso Tennessee Eastman . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 121

53. Estructura de control del proceso Tennessee Eastman cuando la produccion esta fijada

por la demanda. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 133

54. Estructura de control del proceso Tennessee Eastman cuando la produccion esta fijada

por el suministro de reactivo. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 135

55. Proceso de fabricacion de acetato de vinilo. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 136


56. Estructura de control del proceso de fabricacion de acetato de vinilo. . . . . . . . . 155

57. Proceso de desalquilacion del tolueno. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 156

58. Estructura de control del proceso HDA . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 175

59. Proceso de isomerizacion. . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 176

60. Estructura de control del proceso de isomerizacion cuando la reaccion es irreversible. 187


1. Inteligencia Artificial: Sistemas Expertos

La inteligencia artificial es el conjunto de tecnicas que se aplican en el diseno de programas

para computador que tengan capacidad de razonar, en el sentido de inferir nueva informacion , y

que por la dificultad del problema a resolver requieren una solucion con un grado de inteligencia.

Dentro de la Inteligencia Artificial se encuentran los Sistemas Basados en el Conocimiento que se

suelen dividir en :

Sistemas Expertos,

Bases de Datos Inteligentes,

Entornos de Programacion,

Sistemas de Desarrollo,

Sistemas de Simulacion y

Programas de Ayuda al Operador.

Dentro de los Sistemas Basados en el Conocimiento destacan los Sistemas Expertos en los que el

conocimiento requerido para resolver los problemas viene dado por la experiencia obtenida por un

tecnico. Este conocimiento viene dado por una serie de reglas heurısticas obtenidas del examen de

casos similares.

1.1. Sistemas Expertos

Un sistema experto es un programa inteligente de ordenador, que usa procedimientos de

conocimiento e inferencia para solucionar problemas que son suficientemente difıciles como para

requerir experiencia humana en su solucion. El conocimiento necesario para operar en tal nivel,

anadido a los procedimientos de inferencia utilizados, puede ser considerado como un modelo de la

experiencia de los mejores operadores en dicho campo.

La mayorıa de los sistemas expertos estan basados en reglas y, por tanto, son una aplicacion de los

sistemas de produccion.

Un sistema de produccion es un conjunto de reglas donde cada regla es una lınea de razonamiento que

representamos mediante una parte izquierda (que representa antecedentes, situaciones o premisas)


SISTEMA CLASICO SISTEMA EXPERTO

Conocimiento y procesamiento combinados Base de conocimiento separada

en un programa del mecanismo de procesamiento

No contiene errores Puede contener errores

No da explicaciones, los datos Una parte del sistema experto

solo se usan o escriben la forma el modulo de explicacion

Los cambios son tediosos Los cambios en las reglas son faciles

El sistema solo opera completo El sistema puede funcionar con pocas reglas

Se ejecuta paso a paso La ejecucion usa heurısticas y logica

Necesita informacion completa para operar Puede operar con informacion incompleta

Representa y usa datos Representa y usa conocimiento

Cuadro 1: Comparacion entre los programas clasicos y los sistemas expertos

y una parte derecha (que representa consecuencias, acciones o conclusiones). En los sistemas exper-

tos, la forma concreta en que se codifica la regla y la informacion que aparece en ella depende del

lenguaje o herramienta de desarrollo que se este utilizando.

Los sistemas expertos son programas que reproducen el proceso intelectual de un experto humano

en un campo particular, pudiendo mejorar su productividad, ahorrar tiempo y dinero, conservar

sus valiosos conocimientos y difundirlos mas facilmente. Los sistemas expertos se pueden considerar

como el primer producto verdaderamente operacional de la inteligencia artificial. Son programas de

ordenador disenados para actuar como un especialista humano en un dominio particular o area de

conocimiento. En este sentido, pueden considerarse como intermediarios entre el experto humano,

que transmite su conocimiento al sistema, y el usuario que lo utiliza para resolver un problema con la

eficacia del especialista. El sistema experto utilizara para ello el conocimiento que tenga almacenado

y algunos metodos de inferencia. A la vez, el usuario puede aprender observando el comportamiento

del sistema. Es decir, los sistemas expertos se pueden considerar simultaneamente como un medio

de ejecucion y transmision del conocimiento.

Lo que se intenta, de esta manera, es representar los mecanismos heurısticos que intervienen en

un proceso de descubrimiento. Estos mecanismos forman ese conocimiento difıcil de expresar que

permite que los expertos humanos sean eficaces calculando lo menos posible. Los sistemas expertos

contienen ese ”saber hacer”.

La caracterıstica fundamental de un sistema experto es que separa los conocimientos almacenados

(base de conocimiento) del programa que los controla (motor de inferencia). Los datos propios de


un determinado problema se almacenan en una base de datos aparte (base de hechos). Una car-

acterıstica adicional deseable, y a veces fundamental, es que el sistema sea capaz de justificar su

propia lınea de razonamiento de forma inteligible por el usuario.

Los sistemas expertos siguen una filosofıa diferente a los programas clasicos. Esto queda reflejado

en la Tabla 1, que resume las diferencias entre ambos tipos de procesamiento.

El acceso al conocimiento y al juicio de un experto es extremadamente valioso en muchas ocasiones

(prospecciones petrolıferas, manejo de valores bursatiles, diagnostico de enfermedades, etc.), sin em-

bargo, en la mayorıa de los campos de actividad existen mas problemas por resolver que expertos

para resolverlos. Para solucionar este desequilibrio es necesario utilizar un sistema experto. En gen-

eral, actuara como ayudante para los expertos humanos y como consultor cuando no se tiene otro

acceso a la experiencia.

Un sistema experto, ademas, mejora la productividad al resolver y decidir los problemas mas ra-

pidamente. Esto permite ahorrar tiempo y dinero. A veces sin esa rapidez las soluciones obtenidas

serıan inutiles.

Los valiosos conocimientos de un especialista se guardan y se difunden, de forma que, no se pierdan

aunque desaparezca el especialista. En los sistemas expertos se guarda la esencia de los problemas

que se intenta resolver y se programa como aplicar los conocimientos para su resolucion. Ayudan a

entender como se aplican los conocimientos para resolver un problema. Esto es util porque normal-

mente el especialista da por ciertos sus conocimientos y no analiza como los aplica.

Se pueden utilizar por personas no especializadas para resolver problemas. Ademas si una persona

utiliza regularmente un sistema experto aprendera de el, y se aproximara a la capacidad del espe-

cialista.

Con un sistema experto se obtienen soluciones mas fiables gracias al tratamiento automatico de

los datos, y mas contrastadas, debido a que se suele tener informatizado el conocimiento de varios

expertos.

Debido a la separacion entre la base de conocimiento y el mecanismo de inferencia, los sistemas

expertos tienen gran flexibilidad, lo que se traduce en una mejor modularidad, modificabilidad y

legibilidad del conocimiento.

Otra ventaja es que este tipo de sistemas pueden utilizar razonamiento aproximado para hacer de-

ducciones y que pueden resolver problemas sin solucion algorıtmica.

Los sistemas expertos tambien tienen inconvenientes. El conocimiento humano es complejo de ex-

traer y, a veces, es problematico representarlo. Si un problema sobrepasa la competencia de un

sistema experto, sus prestaciones se degradan de forma notable. Ademas, las estrategias de razo-

namiento de los motores de inferencia suelen estar programadas procedimentalmente y se adaptan

mal a las circunstancias. Estan limitados para tratar problemas con informacion incompleta.


Un experto humano no estudia progresivamente una hipotesis, sino que decide de inmediato cuando

se enfrenta a una situacion analoga a otra ocurrida en el pasado. Los sistemas expertos no utilizan

este razonamiento por analogıa.

Los costes y duracion del desarrollo de un sistema experto pueden ser bastante considerables (aunque

se suelen amortizar rapidamente) y su campo de aplicacion actual es restringido y especıfico.

Finalmente, hay que tener en cuenta los problemas sociales que acarrean al ser susceptibles de influir

en la estructura y numero de empleos.

1.1.1. Estructura interna de un sistema experto

No existe una estructura de sistema experto comun. Sin embargo, la mayorıa de los sistemas

expertos tienen unos componentes basicos:

Base de Conocimiento,

Motor de Inferencia,

Base de Datos e

Interfaz con el Usuario.

Muchos tienen, ademas, un modulo de explicacion y un modulo de adquisicion del conocimiento. La

Figura 1 muestra la estructura de un sistema experto ideal.

La Base de Conocimientos (BC) contiene el conocimiento especializado extraıdo del ex-

perto en el dominio. Es decir, contiene conocimiento general sobre el dominio en el que se

trabaja.

El metodo mas comun para representar el conocimiento es mediante reglas de produccion. El

dominio de conocimiento representado se divide, pues, en pequenas fracciones de conocimiento

o reglas:

SI . . . ENTONCES . . .

Cada regla constara de una parte denominada condicion y de una parte denominada accion,

y tendra la forma:

SI condicion ENTONCES accion


Figura 1: Estructura de un sistema experto

Una caracterıstica muy importante es que la Base de Conocimientos es independiente del

mecanismo de inferencia que se utiliza para resolver los problemas. De esta forma, cuando

los conocimientos almacenados se han quedado obsoletos, o cuando se dispone de nuevos

conocimientos, es relativamente facil anadir reglas nuevas, eliminar las antiguas o corregir er-

rores en las existentes. No es necesario reprogramar todo el sistema experto.

Las reglas suelen almacenarse en alguna secuencia jerarquica logica, pero esto no es estricta-

mente necesario. Se pueden tener en cualquier secuencia y el motor de inferencia las usara en

el orden adecuado que necesite para resolver un problema.

Existen reglas de produccion que no pertenecen al dominio del problema. Estas reglas se lla-

man metarreglas (reglas sobre otras reglas) y su funcion es indicar bajo que condiciones deben

considerarse unas reglas en vez de otras.

La Base de Datos o Base de Hechos es una parte de la memoria del ordenador que se

utiliza para almacenar los datos recibidos inicialmente para la resolucion de un problema.

Contiene conocimiento sobre el caso concreto en que se trabaja.

Tambien se registraran en ella las conclusiones intermedias y los datos generados en el pro-

ceso de inferencia. Al memorizar todos los resultados intermedios, conserva el vestigio de los


razonamientos efectuados; por lo tanto, se puede utilizar para explicar las deducciones y el

comportamiento del sistema.

El Motor de Inferencias (MI) es un programa que controla el proceso de razonamiento

que seguira el sistema experto. Utilizando los datos que se le suministran, recorre la base de

conocimientos para alcanzar una solucion. Combina los hechos ciertos de la Base de Hechos,

con la informacion de la Base de Conocimientos, para establecer nuevos hechos ciertos.

La estrategia de control puede ser de encadenamiento progresivo o de encadenamiento regre-

sivo. En el primer caso se comienza con los hechos disponibles en la base de datos, y se buscan

reglas que satisfagan esos datos, es decir, reglas que verifiquen la parte SI. Normalmente, el

sistema sigue los siguientes pasos:

1. Evaluar las condiciones de todas las reglas respecto a la Base de Datos, identificando el

conjunto de reglas que se pueden aplicar (aquellas que satisfacen su parte condicion).

2. Si no se puede aplicar ninguna regla, se termina sin exito; en caso contrario se elige

cualquiera de las reglas aplicables y se ejecuta su parte accion (esto ultimo genera nuevos

hechos que se anaden a la base de datos)

3. Si se llega al objetivo, se ha resuelto el problema; en caso contrario, se vuelve al paso 1.

A este enfoque se le llama tambien guiado por datos, porque es el estado de la base de datos

el que identifica las reglas que se pueden aplicar. Cuando se utiliza este metodo, el usuario

comenzara introduciendo datos del problema en la base de datos del sistema.

Al encadenamiento regresivo se le suele llamar guiado por objetivos, ya que, el sistema comen-

zara por el objetivo (parte accion de las reglas) y operara retrocediendo para ver como se

deduce ese objetivo partiendo de los datos. Esto se produce directamente o a traves de con-

clusiones intermedias o subobjetivos. Lo que se intenta es probar una hipotesis a partir de los

hechos contenidos en la base de datos y de los obtenidos en el proceso de inferencia.

En la mayorıa de los sistemas expertos se utiliza el encadenamiento regresivo. Este enfoque

tiene la ventaja de que el sistema va a considerar unicamente las reglas que interesan al pro-

blema en cuestion. El usuario comenzara declarando una expresion E y el objetivo del sistema

sera establecer la verdad de esa expresion. Para ello se pueden seguir los siguientes pasos:

1. Obtener las reglas relevantes, buscando la expresion E en la parte accion (estas seran las

que puedan establecer la verdad de E).

2. Si no se encuentran reglas para aplicar, entonces no se tienen datos suficientes para

resolver el problema; se termina sin exito o se piden al usuario mas datos.


3. Si hay reglas para aplicar, se elige una y se verifica su parte condicion C con respecto a

la base de datos.

4. Si C es verdadera en la base de datos, se establece la veracidad de la expresion E y se

resuelve el problema.

5. Si C es falsa, se descarta la regla en curso y se selecciona otra regla.

6. Si C es desconocida en la base de datos (es decir, no es verdadera ni falsa), se le considera

como subobjetivo y se vuelve al paso 1 (C sera ahora la expresion E).

Existen tambien enfoques mixtos en los que se combinan los metodos guiados por datos con

los guiados por objetivos.

La Interfaz de Usuario permite que el usuario pueda describir el problema al sistema ex-

perto. Interpreta sus preguntas, los comandos y la informacion ofrecida. A la inversa, formula

la informacion generada por el sistema incluyendo respuestas a las preguntas, explicaciones y

justificaciones. Es decir, posibilita que la respuesta proporcionada por el sistema sea inteligi-

ble para el interesado. Tambien puede solicitar mas informacion si le es necesaria al sistema

experto.

En algunos sistemas se utilizan tecnicas de tratamiento del lenguaje natural para mejorar la

comunicacion entre el usuario y el sistema experto.

La mayorıa de los sistemas expertos contienen un Modulo de Explicacion, disenado para

aclarar al usuario la lınea de razonamiento seguida en el proceso de inferencia. Si el usuario

pregunta al sistema como ha alcanzado una conclusion, este le presentara la secuencia com-

pleta de reglas usada. Esta posibilidad de explicacion es especialmente valiosa cuando se tiene

la necesidad de tomar decisiones importantes amparandose en el consejo del sistema experto.

Ademas, de esta forma, y con el tiempo suficiente, los usuarios pueden convertirse en espe-

cialistas en la materia, al asimilar el proceso de razonamiento seguido por el sistema.

El subsistema de explicacion tambien puede usarse para depurar el sistema experto durante

su desarrollo.

El Modulo de Adquisicion del Conocimiento permite que se puedan anadir, eliminar o

modificar elementos de conocimiento (en la mayorıa de los casos reglas) en el sistema experto.

Si el entorno es dinamico es muy necesario, puesto que, el sistema funcionara correctamente

solo si se mantiene actualizado su conocimiento. El Modulo de Adquisicion permite efectuar

ese mantenimiento, anotando en la base de conocimientos los cambios que se producen.

No existe siempre, mantiene la consistencia de la Base de Conocimientos, puede incluir un

editor y corregir errores sintacticos.


1.2. CLIPS

CLIPS (C Language Integrated Production System) ha sido la herramienta elegida para el

desarrollo del sistema experto en este proyecto.

Es una herramienta para sistemas expertos desarrollada por Software Technology Branch (STB),

Nasa/Lyndon B. Johnson Space Center. Desde su primera aparicion en 1986 ha experimentado una

continua mejora y actualmente es ampliamente utilizado a nivel academico e industrial. CLIPS ha

sido disenado para permitir una completa integracion con otros lenguajes como C, Ada y C + +.

1.2.1. Representacion de la informacion

En CLIPS, la informacion se representa principalmente mediante tres formatos: hechos, objetos

y variables globales.

1. Hechos: Cada hecho representa una informacion sobre el problema concreto que se quiere

solucionar empleando el sistema experto.

Se pueden anadir hechos a la lista de hechos mediante el comando ”assert”, se pueden eliminar

hechos usando el comando ”retract”, se pueden modificar con el comando ”modify” y duplicar

con el comando ”duplicate”.

Dependiendo de los hechos almacenados en la lista de hechos, se activaran distintas reglas.

2. Objetos: Los objetos pertenecen a clases y en cada uno de los campos del objeto se puede

almacenar informacion sobre el problema a resolver. Existen clases predefinidas por CLIPS y

clases definidas por el usuario. En los campos del objeto se puede almacenar un solo valor o

varios segun como este definido.

Dependiendo de los objetos almacenados en la lista de objetos, se activaran distintas reglas.

3. Variables globales: Mantienen su valor durante la ejecucion de todas las reglas y se puede

acceder a ellas desde cualquier regla o funcion. Tambien existen variables locales dentro de

reglas y funciones.

1.2.2. Representacion del conocimiento

1. Reglas: Se usan para representar heurısticas y especifican un conjunto de acciones que deben

ejecutarse en una situacion dada.

Para desarrollar un sistema experto se definen un conjunto de reglas que, funcionando en


conjunto, conducen a la resolucion de un problema.

Una regla se compone de un antecedente y de una consecuencia. El antecedente de una regla

es un conjunto de condiciones que deben cumplirse para que la regla sea aplicable. En CLIPS,

las condiciones de una regla se cumplen o no dependiendo de la existencia o no existencia

en la lista de hechos de los hechos especificados o de la existencia o no existencia en la lista

de objetos de los objetos especificados (que perteneceran a una de las clases definidas por el

usuario).

Se pueden especificar caracterısticas que tienen que tener los hechos u objetos para activar

una regla y el motor de inferencia comprueba si algun hecho u objeto de las actuales listas de

hechos o de objetos tiene esas caracterısticas.

La consecuencia de una regla es un conjunto de acciones que se ejecutan cuando la regla es

aplicable. Si se activan varias reglas, el motor de inferencia usa la estrategia de resolucion de

conflictos para seleccionar que regla debe ejecutarse.

La agenda es la lista de todas las reglas cuyas condiciones se cumplen (y que todavıa no han

sido ejecutadas) y la regla que esta la primera en la agenda es la primera que se ejecuta.

Cuando una regla se activa, su colocacion en la agenda depende de los siguientes factores:

La nueva regla activada se coloca delante de todas las reglas de menor prioridad y detras

de todas las reglas de mayor prioridad.

La prioridad de una regla la puede establecer el usuario y puede variar entre -10.000 y

+10.000. Si el usuario no define la prioridad de la regla, el valor que se asigna por defecto

es cero.

Los valores correspondientes a las prioridades de las reglas se pueden evaluar: cuando se

define la regla, cuando se activa la regla o en cada ciclo de ejecucion. Por defecto, los

valores de las prioridades se evaluan cuando se definen las reglas.

Entre las reglas de igual prioridad, la colocacion depende de la actual estrategia de

resolucion de conflictos.

CLIPS proporciona siete estrategias de resolucion de conflictos:

a) La nueva regla activada se coloca en la agenda antes de las demas reglas de igual

prioridad. Esta estrategia se llama ”Depth Strategy 2es la que se establece por defecto.

b) La nueva regla activada se coloca en la agenda despues de las demas reglas de igual

prioridad. Esta estrategia se llama ”Breadth Strategy”.

c) La nueva regla activada se coloca en la agenda delante de todas las reglas en las que

se tenga que realizar igual o mayor numero de llamadas a funciones y comparaciones

con el valor de constantes o variables para saber si se cumplen las condiciones de esas


reglas. Las llamadas a las funciones booleanas and, or y not no se contabilizan ni

tampoco las llamadas a funciones dentro de otras funciones. Esta estrategia se llama

”Simplicity Strategy”.

d) La nueva regla activada se coloca en la agenda detras de todas las reglas en las que

se tenga que realizar igual o mayor numero de llamadas a funciones y comparaciones

con el valor de constantes o variables para saber si se cumplen las condiciones de esas

reglas. Las llamadas a las funciones booleanas and, or y not no se contabilizan ni

tampoco las llamadas a funciones dentro de otras funciones. Esta estrategia se llama

Complexity Strategy”.

e) Todos los hechos y objetos definidos pueden ordenarse segun el tiempo transcurrido

desde que fueron creados. Las reglas que tienen como condiciones de activacion la

existencia de hechos u objetos mas recientes se colocan en la agenda antes. Esta

estrategia se llama ”LEX Strategy”.

f ) La regla que tiene como primera condicion de activacion la existencia de un hecho

u objeto menos reciente se coloca en la agenda antes. Si todas las reglas de igual

prioridad son iguales respecto a la anterior condicion, se aplica la estrategia LEX.

Esta estrategia se llama ”MEA Strategy”.

g) Cada una de las reglas activadas de igual prioridad se ordena al azar y se asigna un

numero a cada regla segun el orden en que se ha colocado. Este numero se guarda si

se cambia la estrategia, de modo que, si se vuelve a establecer este tipo de estrategia,

las reglas quedan colocadas en el mismo orden. Esta estrategia se llama Random

Strategy”.

Si un mismo hecho u objeto activa varias reglas de igual prioridad, el orden de estas

reglas en la agenda es arbitrario.

Las acciones de la regla seleccionada se ejecutan (lo que puede afectar a la lista de reglas

aplicables ya que, como resultado de la ejecucion de una regla, pueden activarse o desactivarse

otras reglas) y luego el motor de inferencia selecciona otra regla y ejecuta sus acciones. El

proceso continua hasta que no queda ninguna regla aplicable por ejecutar. Cuando una regla

se desactiva se elimina de la agenda.

2. Funciones: El valor de retorno es el valor de la ultima expresion evaluada dentro de la funcion.

Tambien pueden ejecutar acciones y crear nuevos elementos.


2. Control a nivel de planta

2.1. Introduccion al problema del control a nivel de planta

Dado un proceso complejo, hay que desarrollar las estrategias necesarias para operar la planta

de forma segura y para alcanzar sus objetivos de diseno.

En el analisis del control y en el diseno de sistemas de control para procesos quımicos y petrolıferos

se ha seguido tradicionalmente un enfoque por operaciones unitarias: primero se establecıan indi-

vidualmente los lazos de control de cada unidad y el esquema de control de la planta resultaba de

la combinacion de esos lazos.

Este enfoque sirve en procesos en los que las unidades estan dispuestas en serie de forma que las

posibles perturbaciones en cada unidad solo proceden de la unidad que tienen antes.

Sin embargo, la mayorıa de los procesos industriales tienen un diagrama de flujo con varias co-

rrientes de reciclo, integracion de energıa y distintas operaciones unitarias. Las corrientes de reciclo

y la integracion de energıa introducen una realimentacion de materia y de energıa entre unidades

situadas aguas arriba y aguas abajo en el diagrama de flujo, interconectando distintas unidades y

creando caminos para la propagacion de las perturbaciones. La presencia de corrientes de reciclo

altera profundamente el comportamiento dinamico de la planta introduciendo un efecto integrador

que no esta localizado en una parte aislada del proceso.

Un esquema de control aparentemente adecuado para un reactor o para una columna de destilacion

puede conducir a una planta inoperable cuando el reactor o la columna forman parte de un proceso

en el que hay corrientes de reciclo e integracion energetica.

En la sıntesis del sistema de control de una planta completa hay que tener en cuenta como difiere la

actuacion dinamica de la planta de la de las operaciones unitarias individuales, decidir que variables

es mas importante controlar y por donde empezar el control.

A pesar de esta complejidad de los procesos, el enfoque por operaciones unitarias ha funcionado ra-

zonablemente bien porque, en el pasado, las plantas con corrientes de reciclo contenıan varios tanques

intermedios para amortiguar las perturbaciones, minimizar las interacciones y aislar las unidades en

la secuencia del flujo de material. Esto permitıa controlar individualmente cada unidad.

Antes de los anos 70, los bajos costes energeticos suponıan un bajo incentivo economico para la inte-

gracion de energıa. Despues, la creciente presion para reducir los costes de inversion y de operacion

y para responder a las preocupaciones medioambientales y de seguridad ha llevado a la eliminacion

de muchos tanques de amortiguacion, al aumento de los reciclos y a la introduccion de la integracion

energetica en las plantas ya existentes y en las nuevas plantas. A menudo esto se hace sin una com-

pleta comprension de los efectos en la operabilidad de la planta.


Para mejorar la selectividad de los procesos y reducir los costes de materias primas se tiende a

reducir la conversion por paso de los reactivos, aumentando los reciclos de materia a traves del

proceso.

La mejora de la calidad de los productos, la integracion de energıa y el aumento de la productividad

resultan atractivos desde un punto de vista economico pero suponen problemas para lograr una

operacion dinamica adecuada de la planta. Por tanto, un sistema de control efectivo que regule la

operacion de toda la planta y un proceso disenado con una buena actuacion dinamica juegan un

papel muy importante para conseguir los objetivos de la reduccion de costes.

2.2. Limitaciones del control predictivo multivariable basado en mode-

los (MPC)

El MPC es una tecnica cada vez mas empleada para el control de unidades MIMO. Una posible

solucion al control a nivel de planta serıa utilizar esta tecnica para la planta completa. Sin embargo,

esta solucion presenta varios inconvenientes.

El MPC se basa en incorporar en el controlador el conocimiento sobre el comportamiento dinamico

del proceso. El controlador usa la informacion pasada incorporada y las medidas actuales para pre-

decir la respuesta futura y ajustar las valvulas de control.

El MPC es particularmente util cuando existe interaccion (varias variables manipuladas afectan a

una variable que interesa controlar) o cuando hay algun tipo de restriccion en las entradas o en

alguna variable medida.

Por otra parte, los enfoques convencionales tambien se basan en modelos que son la base de si-

mulaciones y otros metodos de analisis. El MPC ha encontrado un amplio uso en la industria del

petroleo, mientras que la industria quımica sigue estando dominada por el uso de sistemas de control

distribuido implementados con controladores PID.

El MPC no da una guıa para decidir que variables necesitan ser controladas. Ademas estos contro-

ladores requieren mayor intervencion del operador y pueden no funcionar adecuadamente cuando

hay algun error en el modelo de proceso o grances perturbaciones en la planta. Por tanto, la cali-

dad del control despues de la instalacion de un controlador MPC es sorprendentemente difıcil de

medir ya que dependera en gran medida del nivel de perturbaciones y de cambios en los puntos de

consigna.


2.3. Estrategias de control clasico

Para efectuar el control, se emplean estrategias que pueden clasificarse como estrategias de

control basico o estrategias de control avanzado.

El control regulatorio o basico incluye:

Control realimentado (o ”feedback”): Es el sistema de control en lazo cerrado mas sencillo,

mediante el que el controlador recibe informacion sobre la medida de la variable controlada,

pudiendo comprobar si la actuacion ordenada sobre la variable manipulada ha tenido o no el

efecto adecuado, permitiendo su correccion en caso necesario. El inconveniente es que el lazo

solo funciona cuando hay un error y el tiempo de reaccion (desde que se detecta el error hasta

su correccion) puede ser largo.

Algoritmo PID: Es el algoritmo de control por excelencia, dando buen resultado en el 95 % de

las ocasiones. En el se incorporan las siguientes acciones:

1. Accion proporcional (P): Establece una relacion lineal proporcional entre variacion de

la senal de salida del controlador y el error. La constante de proporcionalidad se deno-

mina ganancia. Puede alcanzar condiciones estables manteniendo una desviacion o error

permanente (offset).

2. Accion integral (I): La senal de salida se hace proporcional a la integral de la desviacion.

Elimina ası el error permanente pero lleva inherente un cierto retraso en el tiempo respecto

a la accion P.

3. Accion derivativa (D): El objetivo es adelantarse a la evolucion de la variable, estable-

ciendo una relacion lineal continua entre la velocidad de variacion del error y la senal de

salida.

La ecuacion general del algoritmo PID es:

x(t) = Kp ∗ [e(t) +1

Ti

∗ e(t)dt + Td ∗de(t)

dt] (1)

En esta ecuacion, x(t) es la salida del PID, Kp es la ganancia, e(t) es el error, Ti es la constante

de tiempo integral y Td es la constante de tiempo derivativo. Estos tres ultimos parametros

son los que se ajustan hasta alcanzar la estabilidad del lazo.

Control en cascada: Se trata del mas elemental de los lazos multiples en el que el punto de

consigna de un controlador es fijado por la salida de un segundo controlador. Se utiliza cuando

una variable controlada se ve perturbada por una variable de proceso que se intenta mantener


estable mediante la aplicacion de un segundo lazo de control (lazo secundario), de forma que se

ataje la perturbacion antes de que afecte a la variable controlada. El lazo secundario debe tener

una respuesta mas rapida que el principal o dominante, que es el que afecta a la variable que

realmente se desea mantener controlada, y debe sintonizarse previamente. El lazo secundario

ayuda a la estabilidad del lazo principal.

En las plantas de proceso es frecuente el control en cascada en los siguientes casos:

1. Control de temperatura en cascada con control de presion en lazos de calentamiento con

vapor. De esta forma se elimina la potencial perturbacion de la presion en la red de vapor

disponible.

2. Control de nivel en cascada con caudal de salida del recipiente. De esta forma se suaviza

la accion del controlador de nivel (tanto por el ruido en la medida como por la lentitud

de respuesta del nivel, que puede dar lugar a ganancias excesivas injustificadas desde

un punto de vista de proceso), estabilizandose la accion sobre el caudal de salida (o de

entrada) manipulado. Esta solucion sustituye o complementa a posibles filtros o a los

controladores no lineales.

3. Control de calidad proveniente de un analizador en cascada con control de caudal. De

esta forma se asegura una mayor estabilidad frente a errores o perıodos fuera de servicio

del analizador

Dentro de los algoritmos PID avanzados se encuentran:

1. PID con banda muerta: La senal del controlador no varıa mientras el error se encuentre dentro

de una banda de valores determinados. Se usa cuando la senal tiene mucho ruido o cuando es

inestable. Como ejemplo tıpico puede citarse el control de nivel.

2. PID no lineal: Si la dinamica del proceso requiere una accion rapida del controlador cuando

la medida de la variable controlada se encuentra muy alejada del punto de consigna y una

accion lenta cuando se encuentra cercana al mismo, se debe utilizar un PID no lineal. Ejemplos

tıpicos son el control de nivel o de pH.

Concretamente en el caso del controlador de nivel es importante llamar la atencion respecto

al hecho de que el mantenimiento estricto del valor del nivel puede obligar a una excesiva

fluctuacion en la variable manipulada, tıpicamente el caudal de salida del recipiente cuyo

nivel se trata de controlar. Esta accion sobre el caudal de salida, que a su vez puede ser

alimentacion de otra unidad aguas abajo, provoca fluctuaciones innecesarias producidas por

el ruido inherente a la medida del nivel o a las oscilaciones reales del mismo que, en realidad,


Ventajas Inconvenientes

Actua antes de que las Es necesario identificar

perturbaciones afecten al sistema. todas las perturbaciones.

Es bueno para sistemas con Cualquier cambio lento no se compensa

respuesta lenta. ni se detecta (por ejemplo, la desactivacion

del catalizador).

No introduce inestabilidad en Se requiere un modelo del

la respuesta en bucle cerrado. sistema muy bueno.

Cuadro 2: Ventajas e inconvenientes del control en adelanto

por su periodicidad, no requerirıan accion alguna. En cualquier caso, los efectos nocivos de

una alimentacion rapidamente fluctuante en la unidad aguas abajo superan la inestabilidad

producida por cierta fluctuacion en el valor del nivel mantenido. Por tanto, es preferible

permitir oscilaciones del nivel dentro de unos margenes, actuando el recipiente o fondo de

torre en cuestion como deposito pulmon, que alterar permanentemente la alimentacion a la

unidad aguas abajo.

3. PID con restricciones: El algoritmo PID se complementa con la consideracion de cierto numero

de restricciones de forma que, en caso de tendencia a violacion de las mismas, la senal de

salida resulta simplemente anulada si tiende a incrementar la violacion o incluso establece una

accion proporcional (independiente del PID) que tiende a eliminar la violacion. Como ejemplos

pueden citarse la incorporacion de restricciones por condiciones de inundacion o la inclusion

de lımites de temperatura.

Otra posibilidad es el control en adelanto (feedforward): Se trata de aquellas estrategias de control

en las que se pretende prever el efecto que la fluctuacion de una determinada variable ha de tener

sobre la variable controlada, con objeto de efectuar las correcciones necesarias, adelantandose a

cualquier potencial alteracion sobre el punto de consigna. Cuando es posible medir la variable

controlada no suelen disenarse lazos de control en adelanto puros sino que se complementan con

la realimentacion de la variable controlada, intentando obtener de esta forma las ventajas descritas

para ambos sistemas. De esta forma se compensa ademas la imposibilidad de medir o considerar la

totalidad de perturbaciones posibles en un proceso determinado.

La accion en adelanto es especialmente importante en aquellos casos en los que la perdida del

valor de consigna de la variable controlada pueda resultar especialmente peligrosa o contraindicada

(potenciales condiciones de explosion o reaccion incontrolada, por ejemplo). Tambien en los casos


Ventajas Inconvenientes

Atiende a corregir cualquier Espera a que el efecto de las

alteracion de la variable controlada. perturbaciones haya modificado el

sistema. Nunca tiene accion preventiva.

No requiere medir ni identificar No resulta satisfactorio en sistemas

las perturbaciones. de respuesta lenta (gran retardo).

No requiere conocimiento Puede crear inestabilidad

de la dinamica del proceso. en la respuesta.

Gran robustez. Exige poder medir la variable controlada.

Cuadro 3: Ventajas e inconvenientes del control en realimentacion

en los que se de una respuesta inversa (respuesta del sistema transitoriamente contraria a los efectos

permanentes), como es el caso del nivel de una caldera que, frente a un aumento de demanda

que provoca una brusca caıda de presion, sufre una reduccion de la densidad aparente del lıquido,

provocando un artificial subida de nivel (es decir, el efecto contrario al logicamente esperado).

En cualquier caso, la accion de un controlador en adelanto requiere acompasarse en el tiempo para

tener en cuenta la dinamica de la influencia de las variables medidas frente a las controladas y las

velocidades de cambio relativas.

Dicho ajuste dinamico se efectua mediante la combinacion de alguno de los siguientes elementos:

Lead/Lag: Reune una accion Lead (Adelanto) con Lag (retardo de primer orden). En su

conjunto actua como un compensador dinamico que pretende acelerar o amortiguar en el

tiempo los cambios deseados en la variable controlada. El ”lead”provoca una accion intensiva

sobre la manipulada durante un cierto tiempo y el ”lagremite la anterior accion intensiva

amortiguadamente (para evitar alteraciones de proceso).

Tiempo muerto: Es una funcion que retrasa la accion sobre la variable manipulada un tiempo

fijo respecto al momento en que se detecta la alteracion de la variable controlada, pero sin mo-

dificar la senal. Resulta tıpico como compensacion del retraso correspondiente a un transporte

de materia entre dos puntos.

Compensador dinamico: Se suele entender por tal la combinacion de una accion Lead/Lag con

un tiempo muerto.

Tambien pueden emplearse controladores con selectores:


Selectores: Son dispositivos que seleccionan entre las salidas de dos o mas controladores aquella

que sea mınima (selector de mınima) o maxima (selector de maxima).

Selector con ”override”: Dentro de un dispositivo selector se obliga a la salida no seleccionada

a no desviarse de la seleccionada en mas de una cierta cantidad constante (denominada

”override”). De esta forma se consigue una transicion mas suave en la alternancia de ac-

ciones. En efecto, con un selector normal la salida del controlador que no actua tendera a ser

maxima (o mınima); llegado el momento en que el punto de consigna de este sea violado, la

senal debera comenzar a desplazarse desde su anterior posicion lımite hasta el punto en que

retome el control.

El camino descrito requerira un tiempo mayor que si la salida del controlador fuera de servicio

se hubiese mantenido con una salida mas cercana a la del operador operativo, lo que supone

un retraso en la toma de accion efectiva del nuevo controlador.

Selector de maxima (mınima) variable: Se selecciona entre varias entradas aquella que es

maxima o mınima. Un ejemplo es el control de un reactor tubular con varios elementos de

medida de temperatura a lo largo del mismo, que selecciona la maxima temperatura detectada

como entrada al lazo de control de temperatura.

Otra estrategia ampliamente utilizada es el control en rango partido: Se trata de un lazo multiple

en el que existen dos valvulas (dos variables manipuladas) y un solo controlador. Cada una de las

valvulas obedece a una fraccion del rango total. Por ejemplo, siendo el rango habitual de salida del

controlador 3-15 psi, una de las valvulas trabajarıa entre 3 y 9 psi y la otra entre 9 y15 psi. Fuera de

sus respectivos rangos de operacion, las valvulas permanecerıan completamente cerradas o abiertas,

segun se seleccione.

Cuando se emplea el ratio, se multiplica la variable de entrada por una constante. El control de

relacion es uno de los mecanismos mas habituales en procesos de mezcla o reaccion entre dos o mas

compuestos en los que hay que cumplir una cierta estequiometrıa. El control independiente de cada

uno de dichos componentes exige el ajuste de dos o mas puntos de consigna de cada uno de los

controladores, de forma que se ajusten a la relacion deseada. Una forma de mejorar el control es

ajustar automaticamente el punto de consigna de uno de los controladores en funcion de la medida

del componente independiente (que suele ser el reactivo limitante). El esquema de funcionamiento

se ajustara a alguno de los indicados en la Figura 2. En principio, ambos son conceptualmente

correctos aunque el primero resulta mas lineal y, por tanto, es mas recomendable.


Figura 2: Control de la relacion entre el caudal de dos corrientes.

2.4. Bucles tıpicos de control

Practicamente todos los bucles de control en una planta pueden clasificarse en una de las

siguientes categorıas en funcion de la variable que se esta controlando:

1. Caudal

2. Presion

3. Nivel de lıquido

4. Calidad del producto

5. Temperatura

Hay tres elementos dinamicos importantes en el bucle de control de caudal: la valvula, el fluido y

el caudalımetro. El caudalımetro tiene que filtrar el ruido asociado a las turbulencias del flujo. El

caudal es a la vez una variable manipulada y controlada por lo que la respuesta de estos bucles de

control es la mas rapida.

La presion y el nivel de lıquido son las integrales de la diferencia entre los caudales que entran y

salen del recipiente; uno de los caudales es la carga y el otro es la variable manipulada. La presion

y el nivel de lıquido tienden a ser lineales con el caudal y la respuesta presenta un tiempo muerto

pequeno.

La calidad del producto y la temperatura, sin embargo, son siempre funcion de la relacion entre la

variable manipulada y la carga y son tambien propiedades de la corriente y esto introduce mayores

tiempos muertos en los bucles. Son los bucles mas complejos y de respuesta mas lenta pero tambien

son los que mas influyen en los objetivos economicos.


Presion de Temperatura

de lıquidos Presion Nivel de Calidad y presion

Propiedad y caudal de gases lıquidos de productos de vapor

Tiempo muerto No No No Siempre Normalmente

Periodo 1-10 s 0.1-2 min 2-20 s 1 min-8 h 20 s-1 h

Linealidad Lineal/cuadrada Lineal Lineal Lineal/logarıtmica No lineal

Kp 1-5 2-10 - 10-1000 1-10

Ruido Siempre No Siempre Frecuente No

Banda 50-500 % 1-20 % 5-50 % 100-2000 % 2-100 %

proporcional

Integral 0.3-3 s 0.1-2 min 1-10 min 1 min-2 h 0.2-60 min

Derivativa No No No 0.1-20 min 0.1-20 min

Valvula Lineal/ Lineal Lineal/ Lineal Isoporcentual

porcentaje porcentaje

modificado modificado

Cuadro 4: Propiedades de los lazos de control


2.5. Diseno del proceso

Al resolver el problema del control a nivel de planta tiene gran influencia el diseno del proceso

que se quiere controlar.

El enfoque tradicional para desarrollar un nuevo proceso ha sido realizar los analisis de diseno y

control secuencialmente.

Primero, el ingeniero de diseno construye el diagrama de flujo del proceso. El objetivo es optimizar

economicamente la evaluacion de las numerosas posibles alternativas. Durante estas primeras etapas

del diseno se presta poca atencion a la controlabilidad dinamica.

Completado el diseno, el ingeniero de control debe desarrollar las estrategias de control que aseguren

una actuacion dinamica estable y que cumplan las especificaciones de operacion. El objetivo es operar

la planta frente a posibles perturbaciones, cambios en la tasa de produccion y transiciones de un

producto a otro.

Este enfoque secuencial es deficiente pero se puede defender desde cierta perspectiva. Por ejemplo,

resultarıa difıcil para los ingenieros de control especificar la instrumentacion y el sistema de control

distribuido sin conocer exactamente de que proceso se trata. Del mismo modo, no tendrıa sentido

disenar un sistema de control para todos los diagramas de flujo que tuvieran en cuenta los ingenieros

de proceso pero que se pudieran rechazar en base a consideraciones sobre el estado estacionario.

Sin embargo, hay una estrecha relacion entre el diseno de un proceso y su controlabilidad, es decir,

como se disena un proceso determina su capacidad para eliminar las perturbaciones y la facilidad

para cambiar de unas condiciones de operacion a otras. Por tanto, la dinamica y las estrategias de

control deberıan ser consideradas durante la sıntesis del proceso y las actividades de diseno.

Esto adquiere mayor importancia segun aumenta la complejidad de la planta, las corrientes de reciclo

y la integracion energetica ya que el diseno del proceso tiene mayor influencia en su controlabilidad

que los algoritmos de control.

2.6. Razones por las que es necesario el control a nivel de planta

Es necesario disenar el sistema de control desde el punto de vista de la planta completa y no

simplemente combinar los esquemas de control de cada unidad individual.

En el diagrama de flujo de una planta quımica tıpica hay unidades en serie y en paralelo. Normal-

mente hay secciones de reaccion y de separacion: los reactivos se alimentan a la seccion de reaccion

y se transforman quımicamente en las especies deseadas. El efluente del reactor contiene normal-

mente una mezcla de reactivos y de productos. Esta mezcla se alimenta a la seccion de separacion,

donde los reactivos se separan de los productos y se reciclan al reactor. Los productos se transportan


directamente a los consumidores, se almacenan en tanques o se envıan a otras unidades. Ademas

de las corrientes de reciclo, tambien es frecuente la integracion termica: de esta forma se pueden

relacionar unidades localizadas en cualquier lugar de la planta, siempre que los niveles de tempera-

tura permitan que tenga lugar una transferencia de calor. Por tanto, las secciones de reaccion y de

separacion estan estrechamente conectadas: si se alteran las condiciones en la seccion de reaccion, los

cambios resultantes en caudales, composiciones y temperaturas afectan a la seccion de separacion y

viceversa.

Los cambios en temperaturas y en las condiciones termicas pueden propagarse en la seccion de

separacion y perjudicar la actuacion dinamica. Los cambios en caudales crean perturbaciones que

se pueden reciclar. Los cambios en la composicion de las corrientes alimentadas a la seccion de

separacion alteran el funcionamiento de esta seccion. Para alcanzar las purezas requeridas en los

productos y corrientes de reciclo, se necesitan cambios significativos en composiciones y caudales

dentro de la seccion de separacion. Conseguir un cambio en una composicion puede llevar mucho

tiempo porque hay que variar los inventarios de componentes dentro de la seccion de separacion y

esto tiene gran influencia en el comportamiento dinamico del sistema. Por tanto, el control a nivel

de planta es necesario porque los procesos integrados conducen a interacciones entre las secciones

de reaccion y de separacion. A continuacion se describen mas detalladamente ambos aspectos.

Procesos integrados:

La necesidad de considerar el sistema de control de la planta completa surge por tres carac-

terısticas basicas de los procesos quımicos integrados:

• el efecto del reciclo de materia,

• el efecto de la integracion de energıa, y

• la necesidad de tener en cuenta los inventarios de los componentes quımicos.

Seguidamente se describen las tres caracterısticas:

1. Reciclo de materia: La materia se recicla por seis razones:

a) Aumentar la conversion: En procesos quımicos con reacciones reversibles, la con-

version de los reactivos esta limitada por el equilibrio termodinamico. Por tanto, el

efluente del reactor necesariamente va a contener reactivos y productos y la sepa-

racion y reciclo de reactivos son esenciales para que el proceso sea economicamente

viable.

b) Mejorar la economıa del proceso: En la mayorıa de los sistemas es mas barato tener

un reactor con conversion incompleta y reciclar los reactivos que alcanzar el necesario

nivel de conversion en un solo reactor o en varios en serie.


c) Mejorar la selectividad del proceso: En sistemas de reacciones del tipo: A → B → C,

donde B es el producto deseado, la conversion por paso de A debe ser baja para

evitar la produccion del producto no deseado C. Por tanto, la concentracion de B en

el reactor se mantiene bastante baja y se necesita un gran reciclo de A.

d) En reactores adiabaticos y en reactores exotermicos donde es difıcil enfriar, frecuente-

mente es necesario alimentar al reactor un exceso de material (un exceso de un reac-

tivo o de un producto) para que la temperatura del reactor no aumente tanto. Las

altas temperaturas pueden tener varias consecuencias: pueden desactivar los catal-

izadores, pueden producir reacciones secundarias no deseadas, pueden provocar fallos

mecanicos en los equipos, pueden producir el fenomeno de run-away”, etc.

e) Prevenir reacciones secundarias: Frecuentemente se usa un gran exceso de uno de

los reactivos para mantener bajas las concentraciones de los otros reactivos. Si el

reactivo limitante no se mantuviera en una concentracion baja, reaccionarıa dando

lugar a productos no deseados. El reactivo que esta en exceso debe separarse de los

productos del efluente del reactor y reciclarse al reactor.

f ) Controlar propiedades: En muchos reactores de polimerizacion, la conversion del

monomero esta limitada para conseguir unas determinadas propiedades en el polımero

(peso molecular medio, distribucion de pesos moleculares, etc.). Otra razon para limi-

tar la conversion es el aumento de viscosidad que se produce. Limitando la conversion

se facilita la agitacion en el reactor y la eliminacion de calor.

La mayorıa de los procesos reales contienen corrientes de reciclo. En este caso, el problema

del control a nivel de planta se vuelve mas complejo y la solucion puede no ser intuitiva.

La presencia de corrientes de reciclo altera la dinamica de la planta y su comportamiento

en estado estacionario. Los reciclos tienen dos efectos basicos:

a) Los reciclos influyen en la dinamica del proceso: la constante global de tiempo de

un sistema con corrientes de reciclo puede ser muy distinta (mucho mayor) de la

suma de las constantes de tiempo de las unidades individuales. Esto significa que

cuando se produce cualquier cambio se necesita mucho tiempo para volver al estado

estacionario. Como los efectos del reciclo son lentos puede ser difıcil darse cuenta de

que hay un problema en el inventario del sistema y lleva mucho tiempo rectificar la

situacion.

b) Los reciclos conducen al efecto ”snowball”, que tiene una manifestacion dinamica

y otra estatica. Los sistemas con corrientes de reciclo tienen tendencia a presentar

grandes variaciones en la magnitud de los caudales de reciclo cuando se producen

pequenas perturbaciones.


Este efecto no es dinamico sino que es un fenomeno correspondiente al estado esta-

cionario. Sin embargo, tiene implicaciones dinamicas en la propagacion de perturba-

ciones y en el control de inventario y es un efecto muy dependiente de la estructura

de control usada.

Cuando hay reciclos, un pequeno cambio en la cantidad de materias primas o en la

composicion de la alimentacion puede conducir a un gran cambio en los caudales de

las corrientes de reciclo correspondientes al estado estacionario. Estas perturbaciones

pueden conducir a mayores cambios en los caudales durante los estados transitorios.

No interesa que en una planta se produzcan grandes variaciones en los caudales de

las corrientes de reciclo porque se puede superar la capacidad de la seccion de sepa-

racion. Por tanto, es importante seleccionar una estructura de control que evite este

efecto. Una forma muy efectiva de prevenir el efecto ”snowball”es aplicar la siguiente

heurıstica de control: hay que controlar el caudal de alguna corriente en todos los

reciclos de lıquido.

Ambos efectos tienen implicaciones en el control del inventario de los componentes.

2. Integracion de energıa: La razon principal de la integracion energetica es la mejora

de la eficiencia termodinamica del proceso, que supone una reduccion en los costes de

servicios auxiliares. En procesos con grandes demandas de energıa, el ahorro puede ser

muy significativo.

3. Inventarios de componentes quımicos: Las especies quımicas de una planta se

pueden dividir en tres tipos: reactivos, productos e inertes. Se tiene que cumplir el balance

de materia de cada uno de estos componentes. Normalmente, esto no es un problema en

el caso de productos e inertes. El problema surge al considerar los reactivos (debido a los

reciclos) y tener en cuenta sus inventarios en todo el proceso.

Cada molecula de reactivo alimentada al proceso se tiene que consumir mediante una

reaccion o salir del proceso como impureza o en una corriente de purga. Debido a su

valor, interesa minimizar las perdidas de reactivos. Por tanto, hay que evitar que los re-

activos abandonen el proceso y esto significa que hay que asegurar que todos los reactivos

alimentados se consuman en las reacciones.

Desde el punto de vista de las unidades individuales, los balances de componentes quımi-

cos no son un problema porque las corrientes de salida de la unidad ajustan automatica-

mente sus caudales y composiciones. Sin embargo, cuando varias unidades estan conec-

tadas mediante corrientes de reciclo todo el sistema se comporta como un integrador: si

se alimenta reactivo adicional en el sistema sin cambiar las condiciones del reactor para

que se consuma el reactivo, este componente se acumulara gradualmente en la planta


porque no puede abandonar el sistema.

Las plantas no se autorregulan necesariamente respecto a los reactivos: se podrıa esperar

que la velocidad de reaccion aumentara cuando aumentan los reactivos pero en sistemas

con varios reactivos (por ejemplo cuando tenemos una reaccion: A + B → productos),

aumentar la composicion de un reactivo disminuye la del otro con un efecto incierto sobre

la velocidad de reaccion.

Interaccion entre las secciones de reaccion y de separacion:

Los cambios en la tasa de produccion solo se pueden conseguir cambiando las condiciones

en el reactor: la presion en reactores en fase vapor, el nivel en reactores en fase lıquida,

la temperatura, las concentraciones de reactivos (y productos en reacciones reversibles), la

actividad del catalizador, etc. De estas variables, algunas (variables dominantes) tienen mas

influencia que otras en las condiciones del reactor.

Controlando las variables dominantes en un proceso se consigue el control parcial (si hay

menos variables manipuladas que variables controladas se manipulan los setpoints de los lazos

de control parcial para mantener los objetivos economicos en determinados rangos).

Esto significa que los cambios en la tasa de produccion deberıan conseguirse modificando

el setpoint de un lazo de control parcial en la seccion de reaccion, para que no se alteren

significativamente las condiciones de la seccion de separacion (es mejor controlar las variables

dominantes usando variables manipuladas localizadas en la seccion de reaccion).

Un objetivo de la estrategia de control a nivel de planta es manejar las variaciones en la tasa de

produccion y en las composiciones de las alimentaciones de reactivos minimizando los cambios

en la corriente de alimentacion a la seccion de separacion. Esto puede no ser fısicamente posible

o economicamente viable pero, si lo es, la seccion de separacion funcionara mejor al tratar de

acomodarse a estos cambios y mantener la calidad del producto. Sera preferible controlar la

temperatura del reactor, la presion o el nivel, a manipular directa o indirectamente los caudales

de reciclo porque esto sı influye en la seccion de separacion.

El control de un reactor a menudo se reduce a dos aspectos:

1. controlar la temperatura y

2. mantener lo mas constante posible la composicion y caudal de la alimentacion total al

reactor (alimentacion fresca mas corrientes de reciclo).

Este ultimo objetivo supone que si en la columna de destilacion en la que se obtiene el pro-

ducto del proceso la otra corriente se recicla al reactor puede interesar tener un control dual

de composicion a pesar de que pueda existir interaccion entre los dos lazos de control. La com-

posicion de la corriente de producto hay que controlarla y, como la otra corriente se recicla al


reactor, puede interesar controlar su composicion para minimizar la variabilidad en la com-

posicion de entrada al reactor y conseguir una operacion mas suave del reactor, disminuyendo

las perturbaciones en la columna y resultando un mejor control de la calidad del producto.

Si las unidades del proceso estan dispuestas en serie y no hay reciclos de materia ni de ener-

gıa, el problema del control a nivel de planta se simplifica: simplemente hay que configurar

individualmente el esquema de control de cada unidad teniendo en cuenta las perturbaciones

en la carga.

Si la tasa de produccion se fija al comienzo del proceso, las perturbaciones en cada unidad solo

proceden de la unidad que tienen situada aguas arriba en el diagrama (en cada unidad pueden

producirse cambios en las condiciones de la alimentacion). Si la tasa de produccion depende

de la demanda del producto, las perturbaciones procederan de la unidad situada aguas abajo

(hay cambios en los caudales para conseguir el caudal demandado de producto) y aguas arriba

(hay cambios en las composiciones cuando las unidades situadas aguas arriba se adaptan a los

cambios de carga).

Cuando la configuracion de las unidades es en serie y no hay reciclos, el problema del control a

nivel de planta se puede descomponer efectivamente en el control de las operaciones unitarias

individuales y el unico camino para la propagacion de las perturbaciones es lineal.

2.7. Conceptos basicos del control a nivel de planta

• Page Buckley fue el primero en sugerir la idea de separar el problema del control a nivel de

planta en dos partes: control del balance de materia y control de la calidad del producto. Primero se

establecen los lazos de control de presion y nivel manipulando los caudales de las corrientes lıquidas

y gaseosas del proceso. Luego se establecen los lazos de control de la calidad del producto selec-

cionando las variables manipuladas adecuadas. Las constantes de tiempo de los lazos de calidad se

estiman tratando de hacerlas lo mas pequenas posible para conseguir un buen control. Luego se

revisan los lazos de control del inventario. Las constantes de tiempo de los lazos de control de nivel

deben ser diez veces mayores que las constantes de tiempo de los lazos de control de la calidad del

producto.

• Jim Douglas ha desarrollado un procedimiento jerarquico para el diseno conceptual de dia-

gramas de flujo de procesos. En una planta quımica tıpica, los costes de las materias primas y el

valor de los productos son normalmente mucho mayores que los costes de energıa. Esto conduce a

las dos doctrinas de Douglas:


1. Minimizar las perdidas de reactivos y productos.

2. Maximizar los caudales de las corrientes en los reciclos de gas.

Por tanto, se necesita un estrecho control de la composicion de las corrientes que salen del proceso

para evitar perdidas de reactivos y productos.

Los reciclos se usan para mejorar la selectividad del proceso y este aumento de selectividad normal-

mente compensa los costes adicionales de energıa del compresor de gas del reciclo. No se intenta

regular el caudal de gas del reciclo y no nos preocupamos de que podemos controlar manipulandolo.

Simplemente se maximiza este caudal, eliminando un grado de libertad y simplificando el problema

de control.

• Jim Downs senala la importancia de considerar los balances de los componentes quımicos en

toda la planta y comprobar que la estructura de control maneja efectivamente estos balances.

Hay que asegurar que todos los componentes (reactivos, productos e inertes) tienen una forma de

salir del proceso o de consumirse dentro de el. Los inertes pesados pueden salir del proceso en la

corriente de fondo de una columna de destilacion. Los inertes ligeros pueden purgarse del reciclo de

gas o del condensador parcial de una columna. Los inertes intermedios pueden eliminarse en una

extraccion lateral de una columna.

La mayorıa de los problemas surgen con los reactivos, especialmente cuando hay varias especies

quımicas implicadas. Todos los reactivos alimentados al sistema deben consumirse en alguna rea-

ccion o abandonar la planta como impurezas en las corrientes de salida. Como normalmente queremos

minimizar los costes de materias primas y mantener productos de alta calidad, esto significa que

la mayorıa de los reactivos alimentados al proceso deben consumirse en las reacciones. Como se

controlan las composiciones de las corrientes de salida de la seccion de separacion, cualquier exceso

de un reactivo, por pequeno que sea, resulta en una acumulacion progresiva de ese componente en

el proceso.

• Las reglas de Luyben son el resultado del estudio de varios tipos de sistemas:

1. Para prevenir el efecto ”snowball”hay que controlar el caudal de una corriente en cada reciclo.

2. En una corriente de alimentacion de un reactivo no puede controlarse el caudal a menos que

tengamos conversion completa de uno de los reactivos. Esta regla se aplica a sistemas con

reacciones del tipo: A + B → productos.

En sistemas con reacciones consecutivas (como A + B → M + C y M + B → D + C), puede

controlarse el caudal de las alimentaciones porque cualquier inexactitud en la relacion entre


los caudales de los reactivos se traduce en un cambio en las cantidades de los dos productos

(M y D) generados: un exceso de A resulta en la produccion de mas M y menos D, mientras

que si hay un exceso de B se producira mas D y menos M.

3. Si el producto final de un proceso sale por cabeza de una columna de destilacion, la ali-

mentacion de la columna deberıa ser lıquida.

Si el producto final de un proceso sale por fondo de una columna de destilacion, la alimentacion

de la columna deberıa ser vapor.

Si la alimentacion es lıquido saturado, los cambios en el caudal de alimentacion o en la composi-

cion de alimentacion tienen menos efecto en la composicion del destilado que en la composicion

de fondo.

Si la alimentacion es vapor saturado, los cambios en el caudal de alimentacion o en la composi-

cion de alimentacion tienen menos efecto en la composicion de fondo que en la composicion

del destilado.

Si nuestro principal objetivo es conseguir un estrecho control de la calidad del producto, el

diseno basico de la columna deberıa tener en cuenta las implicaciones dinamicas de las condi-

ciones termicas de la alimentacion.

Incluso si las consideraciones economicas correspondientes al estado estacionario favorecen

una corriente lıquida de alimentacion, la rentabilidad de una planta en la que el producto sale

por el fondo de una columna puede ser mucho mayor si la alimentacion a la columna esta

vaporizada. Este es un ejemplo del conflicto entre economıa de diseno en estado estacionario

y controlabilidad dinamica.

• Bob Richardson sugirio seleccionar la corriente de mayor caudal para controlar el caudal de un

recipiente.

• Greg Shinskey ha propuesto varias estructuras de control avanzado que permiten mejorar la

actuacion dinamica.

• Tyreus senala que, una vez especificados el proceso y la estructura de control, un paso vital

en el desarrollo del sistema de control a nivel de planta consiste en determinar el algoritmo que debe

usarse en cada controlador (P, PI o PID) y sintonizar cada controlador.


3. Descripcion del estado del arte

3.1. Introduccion

El control a nivel de planta (Plantwide Control) no trata de ajustar el comportamiento de cada

bucle de control sino que es una filosofıa de control de la planta completa en la que se da mucha

importancia a las decisiones estructurales.

Se controla una planta para estabilizar, mantener la operacion entre determinados lımites y para

optimizar su actuacion.

El control a nivel de planta se ocupa del diseno de la estructura de control y sus principales tareas

son las siguientes:

Seleccion de variables controladas: Esta basada en la experiencia y se tiene en cuenta la

incertidumbre.

Seleccion de variables manipuladas (grados de libertad como posicion de las valvulas).

En la seleccion de variables manipuladas para el control a nivel de planta pueden existir una

o mas de las siguientes situaciones:

1. Si se usara un controlador predictivo multivariable, todas las posibles variables manipu-

ladas estarıan disponibles como entradas controladas.

2. Puede ocurrir que un controlador multivariable para la planta completa no sea una solu-

cion aceptable porque la informacion sea insuficiente, porque sea difıcil encontrar un

modelo que describa adecuadamente ciertos fenomenos del proceso, etc.

3. En otros casos, la estructura mas apropiada puede ser un sistema de control descentrali-

zado que implica la existencia de distintos controladores con sus conjuntos asociados de

variables medidas y manipuladas.

4. Otra situacion es aquella en la que un sistema de control jerarquico sea la estructura

mas apropiada. Esto conducirıa a la estratificacion del sistema de control, teniendo cada

estrato sus propias variables manipuladas.

5. Tambien puede suceder que el control parcial sea la estrategia de control que inevitable-

mente tengamos que utilizar porque no tengamos suficiente numero de grados de libertad.

Las variables manipuladas deben tener las siguientes propiedades:

• Asegurar la controlabilidad de todas las variables controladas.


• La incertidumbre en los modelos que relacionan las entradas y salidas debe ser baja.

• La manipulacion de estas variables debe suponer un bajo coste en la operacion de la

planta.

Seleccion de variables medidas: Hay que llegar a un equilibrio entre coste de la medida y

beneficios de control.

En muchos casos, la seleccion de variables medidas debe considerarse simultaneamente a la

seleccion de la configuracion de control.

Las variables medidas se usan para vigilar, directa o indirectamente, los valores de las variables

controladas. En el segundo caso, el valor de la variable controlada se infiere a partir de medidas

secundarias, conduciendo a estructuras de control inferencial.

Se necesita que el conjunto de variables medidas tenga bajo coste, presente poco ruido y se

requiere una alta fiabilidad de los sensores asociados.

Seleccion de la configuracion de control (relaciones entre las variables anteriores).

Seleccion del controlador .

Hay dos enfoques principales para abordar el problema del control a nivel de planta: el matematico

y el orientado al proceso.

1. Enfoque matematico:

Dentro de este enfoque aparecen los metodos estructurales que usan la informacion estruc-

tural de la planta como base del diseno de la estructura de control. Estos metodos estruc-

turales no son cuantitativos y normalmente proporcionan poca informacion. Dentro del en-

foque matematico hay otros metodos que basan la seleccion de las variables en una medida

cuantitativa; dentro de estos destacan principalmente los dos siguientes:

Metodo 1: Evaluar el ındice de actuacion J (coste).

Este metodo se deriva del trabajo de Skogestad y Postlethwaite (Skogestad et al., 1996).

La funcion J es una funcion escalar que se minimiza respecto a los grados de libertad

disponibles.

Metodo 2: Se selecciona el conjunto de salidas que maximiza el valor mınimo singular de

la matriz de ganancias.

Se han realizado otros trabajos en la seleccion de variables controladas, como el de Shin-

nar (Shinnar, 1981) que propone una estrategia basada en el control parcial de los objetivos


economicos. En el control parcial se parte del hecho de que no es necesario controlar todas las

variables economicas, sino que es suficiente con mantenerlas dentro de determinados rangos.

2. Enfoque orientado al proceso:

Es un enfoque mas heurıstico para controlar el proceso frente a perturbaciones como varia-

ciones en la tasa de produccion. Se centra en estudiar ciertos aspectos importantes en la planta

como son:

Grados de libertad para control (operacion dinamica) y optimizacion (operacion esta-

cionaria):

El numero de variables independientes para control es igual al numero de variables que

pueden manipularse por medios externos. La optimizacion generalmente esta sujeta a

varias restricciones. Los grados de libertad para diseno son los grados de libertad para

optimizacion y parametros relacionados con el tamano de los equipos.

Tasa de produccion: Frecuentemente es la principal perturbacion. Ademas, donde se fija la

capacidad de produccion determina la estructura de control del inventario de las distintas

unidades.

Normalmente aborda la complejidad del control de una planta quımica descomponiendo el

problema para obtener unidades mas manejables. Hay diferentes formas de descomponer el

problema:

Descomposicion basada en unidades de proceso. Se debe a Umeda (Umeda et al., 1978)

y se siguen los siguientes pasos:

• Se descompone la planta en unidades individuales.

• Se genera la mejor estructura de control para cada unidad.

• Se combinan todas esas estructuras para formar una para toda la planta.

• Se eliminan conflictos entre las estructuras de control individuales a traves de ajustes

manuales.

Inconveniente: No es practico con reciclos de materia e integracion de energıa.

Descomposicion jerarquica basada en la estructura de proceso: En cada nivel hay que

comprobar si hay suficientes variables manipulables para cumplir las especificaciones y

optimizar la operacion.

Es un metodo facil de seguir y proporciona un buen conocimiento del proceso.

Douglas propuso los siguientes niveles:

• Nivel 1: Proceso continuo o discontinuo.


• Nivel 2: Estructura de entrada/salida.

• Nivel 3: Estructura del reciclo.

• Nivel 4: Estructura general del sistema de separacion.

• Nivel 5: Interaccion energetica.

Descomposicion jerarquica basada en objetivos de control: Se centra en las tareas que

tiene que realizar el controlador. Normalmente se empieza estabilizando la planta lo que

supone colocar controladores del inventario (masa y energıa).

Price (Price et al., 1993) y (Price et al., 1994) distingue cuatro tareas:

• Control del inventario y de la tasa de produccion.

• Control de la especificacion del producto.

• Restricciones de los equipos y de operacion.

• Optimizacion economica.

Descomposicion jerarquica basada en escalas de tiempo: McAvoy y Ye (McAvoy et al.,

1994) dividen su metodo en cuatro etapas:

• Diseno de los bucles internos de la cascada: Se trata de reducir localmente el efecto

de las perturbaciones.

• Diseno de los bucles basicos descentralizados, excepto aquellos asociados con calidad

y tasa de produccion: Hay muchas configuraciones alternativas y la seleccion se hace

usando herramientas simples de controlabilidad (RGA).

• Control de la tasa de produccion y de la calidad.

• Controles de las capas superiores.

Un problema de seleccionar las salidas con el analisis de controlabilidad es que se pueden

elegir salidas faciles de controlar en lugar de aquellas que es importante controlar.

En el siguiente apartado se presenta una revision de los procedimientos propuestos para el diseno

de la estructura de control (ya sea una aproximacion matematica u orientada a proceso).

3.2. Estado del Arte

3.2.1. W.L. LUYBEN, B.D. TYREUS, M.L. LUYBEN

(Luyben et al., 1999)


1. Objetivos de control:

Operacion segura del proceso.

Control riguroso de la calidad del producto frente a las perturbaciones.

Conseguir un sistema de control que funcione en automatico, no en manual, y que requiera

una atencion mınima por parte del operador.

2. Procedimiento:

Establecer los objetivos de control: La mejor estructura de control dependera del diseno

y de los criterios de control fijados.

Determinar los grados de libertad para el control: El numero de variables que pueden

controlarse depende del numero de valvulas de control disponibles. La mayorıa de estas

valvulas se usaran para fijar la produccion, controlar inventarios y calidad de los produc-

tos y cumplir las restricciones existentes.

Las valvulas restantes se usaran para optimizacion y para mejorar la controlabilidad

dinamica.

Las variables controladas, manipuladas y medidas se seleccionan por heurıstica.

Establecer el sistema de gestion de energıa: eliminar del proceso el calor de las reacciones

exotermicas, evitar la propagacion de perturbaciones termicas en procesos con integracion

de energıa,... Para asegurar que no se propagan las perturbaciones energeticas se transfiere

la variabilidad al sistema de servicios auxiliares de la planta.

Fijar la tasa de produccion: Se trata de determinar las variables que dominan la produc-

tividad del reactor ( temperatura,concentracion del reactivo limitante, tiempo de residen-

cia,presion) y la variable manipulada mas adecuada para controlar la tasa de produccion.

Controlar la calidad del producto, asegurar la seguridad del proceso y que se cumplen

las restricciones de operacion y medioambientales: Se establecen los lazos de calidad del

producto antes de la estructura de control del balance de materia.

Fijar un caudal en cada bucle de reciclo y controlar los inventarios (presiones y niveles):

Se controla el balance total de materia.

Debe haber un controlador de caudal en todos los bucles de reciclo de lıquido para evitar

las grandes variaciones del caudal de reciclo que pueden ocurrir cuando todos los flujos

en el bucle de reciclo se controlan por nivel.

En los bucles de reciclo de gas normalmente se establece la maxima velocidad de cir-

culacion, limitada por la capacidad del compresor, para obtener la maxima produccion

(doctrina de Douglas).


Chequear los balances de componentes: Identificar como entran, salen, se generan o con-

sumen los componentes quımicos en el proceso.

Controlar las unidades de operacion individuales.

Optimizacion economica y mejora de la controlabilidad dinamica empleando los grados

de libertad restantes.

3.2.2. T.J. McAVOY

(McAvoy, 1999)

1. Procedimiento:

Establecer los objetivos de control.

Determinar los grados de libertad para el control.

Desarrollar una matriz de ganancias a partir de modelos dinamicos (metodo de Arkun y

Downs) o estaticos (metodo de McAvoy y Miller para obtener una buena aproximacion

de la matriz).

Uso de la optimizacion para seleccionar posibles estructuras de control para variables que

deben ser controladas por criterios de seguridad, como niveles (no puede haber derrames

ni falta de suministro), presiones y variables relacionadas con la integracion de energıa.

Seleccion de estructuras para las variables de seguridad usando herramientas de contro-

labilidad.

Uso de la optimizacion para seleccionar estructuras de control para controlar el flujo de

producto y la calidad.

Chequear los balances de componentes: Identificar como entran, salen, se generan o con-

sumen los componentes quımicos en el proceso.

Controlar las unidades de operacion individuales.

Optimizacion economica y mejora de la controlabilidad dinamica empleando los grados

de libertad restantes.

Se optimiza un problema MILP: se busca minimizar el valor absoluto de los movimientos de

la valvulas cuando aparecen las perturbaciones.

El primer problema que se resuelve es el control de variables que deben mantenerse constantes

por seguridad y por otras razones. Se usan herramientas de controlabilidad como la ganancia


relativa y el ındice de Niederlinski.

Luego se resuelve un problema de optimizacion para determinar las variables manipuladas que

se modifican menos bajo las mismas perturbaciones y esas variables se usan para controlar el

flujo de producto y la composicion.

El diseno se completa controlando los balances de componentes y las operaciones unitarias.

Se puede incluir la dinamica.

3.2.3. S. SKOGESTAD, I.J. HALVORSEN, T. LARSSON, M.S. GOVATSMARK

(Skogestad et al., 1999)

El sistema de control normalmente esta estructurado jerarquicamente en varias capas con distintas

escalas de tiempo. Las variables controladas (c) son las variables (internas) que unen dos capas: la

capa superior calcula el setpoint (cs) de la capa inferior.

Para poder tener una operacion aceptable (economica) con setpoints constantes para las variables

controladas (self-optimizing control), se controlan muchas variables internas para las que no hay

requerimientos explıcitos de control.

El problema de la seleccion de las variables controladas es parte del problema del diseno de la

estructura de control

1. Optimizacion:

Se optimiza economicamente la planta en las condiciones nominales de operacion teniendo en

cuenta las restricciones (especificaciones de productos, saturaciones de variables manipuladas

o limitaciones operacionales como evitar la inundacion). De esta forma se obtienen los valores

optimos de todas las variables en las condiciones consideradas.

Luego se consideran distintas situaciones (correspondientes a posibles perturbaciones) y se

hace la optimizacion (en estado estacionario) para cada conjunto propuesto de variables con-

troladas, manteniendo constantes los setpoints de esas variables (los setpoints son los valores

optimos en condiciones nominales de las variables controladas). Con los resultados se calcula

la perdida economica (que se quiere minimizar).

2. Seleccion de variables controladas:

Metodo 1: Evaluar el error.

Si tenemos una implementacion en bucle cerrado donde queremos mantener c constante

en el valor cs , la operacion puede ser no optima (con una perdida positiva) por la


presencia de un error en el setpoint o de un error de implementacion.

Una variable controlada tiene que reunir las siguientes propiedades:

• Su valor optimo no debe ser sensible a las perturbaciones.

• Tiene que ser facil controlarla con precision.

• Su valor tiene que ser sensible a cambios en las variables manipuladas.

Metodo 2: Evaluar la perdida.

Para comparar alternativas se evaluan la funcion coste (o equivalentemente la funcion

perdida) para valores esperados de las perturbaciones y el error de implementacion. La

eleccion optima de las variables controladas es la que, con valores constantes de c, mini-

miza el valor medio de la perdida para el conjunto esperado de perturbaciones y para el

conjunto esperado de errores de implementacion.

3. Procedimiento para seleccionar variables controladas: Esta basado en el metodo 2.

Analisis de grados de libertad: Se determinan los grados de libertad disponibles para

optimizacion y se identifica un conjunto base de variables manipuladas para esos grados

de libertad.

Funcion coste: Se define el problema de operacion optima, formulando una funcion coste

escalar que se minimizara.

Optimizacion: Primero se resuelve el problema nominal de optimizacion con perturba-

ciones d0 y despues de especificar el conjunto de perturbaciones en el punto 5, normal-

mente se resuelve el problema de optimizacion para esas perturbaciones. Esto se necesita

para comprobar si existe una solucion factible (uopt(d)) para todas las perturbaciones d

y para encontrar el coste optimo, necesario para evaluar la perdida. Ademas podemos

intentar identificar las variables controladas buscando variables cuyo valor optimo sea

solo debilmente dependiente de las perturbaciones.

Candidatas a variables controladas: La experiencia sera util porque el numero de posibles

combinaciones puede ser muy elevado.

Perturbaciones: Identificar las perturbaciones mas importantes que pueden estar causadas

por:

• Errores en el modelo (incluyendo el efecto de valores nominales incorrectos para las

perturbaciones usadas en la optimizacion).

• Perturbaciones d-d0, incluyendo cambios en parametros, que sucedan tras la opti-

mizacion.


• Errores de implementacion en las variables controladas ( por ejemplo, debido a errores

de medida).

Evaluacion de la perdida: Calculamos el valor medio de la perdida para conjuntos alter-

nativos de variables controladas.

Analisis de los conjuntos de variables controladas que tengan una perdida aceptable.

Se analizan para ver si son adecuados con otros criterios, como actuacion del control

dinamico.

3.2.4. A.J. GROENENDICJK, A.C. DIMIAN, P.D. IEDEMA

(Groenendijk et al., 2000)

Desarrollan una metodologıa basada en la simulacion para evaluar como afectan las interacciones

de los reciclos a la estabilidad de las estructuras de control y para encontrar la mejor estructura del

diagrama de flujo desde un punto de vista de la controlabilidad.

Se combina simulacion dinamica y estatica con herramientas de analisis de controlabilidad.

Se aplica a una planta de VCM.

1. Procedimiento:

Definicion del problema: Definicion de los objetivos de la planta e identificacion de en-

tradas, salidas y restricciones.

Desarrollo y calibracion de un modelo de simulacion estatica de la planta: Se calibra en

un punto de operacion nominal donde se cumplen todos los objetivos y restricciones y se

realiza un balance de materia detallado en este punto.

Seleccion de variables controladas, manipuladas e identificacion de perturbaciones.

Analisis estatico: calculos de ganancia estatica y evaluacion de estructuras de control

alternativas usando RGA y SVD.

Desarrollo de un modelo dinamico riguroso que incorpore las caracterısticas principales

de diseno y de control (tamanos de equipos, control de presion...). Como los modelos

dinamicos son demasiado complejos para el analisis de controlabilidad, se simplifican y

linealizan. Se estudia la respuesta dinamica del sistema frente a las perturbaciones.

Analisis dinamico del modelo lineal: Se hace un analisis de frecuencia usando diagramas

de Bode. Para estudiar el comportamiento en bucle cerrado se selecciona una estructura

de control descentralizada que contiene solo bucles de control con una entrada y una


salida. Para el diseno de la estructura de control se usa RGA. Como indicadores de la

actuacion de la estructura de control se usan PRGA (performance relative gain array),

CLDG (closed-loop disturbance gain) y RDG (relative disturbance gain).

Simulacion en bucle cerrado:

• Implementacion y sintonizacion de los controladores proporcionales.

• Simulacion dinamica.

• Evaluacion de estructuras de control alternativas.

Alternativas de diseno:

• Operaciones unitarias.

• Estructuras de reciclo alternativas.

Conclusiones:

• Recomendacion de un diseno para el diagrama de flujo.

• Sugerencias para la estrategia de control a nivel de planta.

3.2.5. P.R. LYMAN, C. GEORGAKIS

(Lyman et al., 1995)

Desarrollan varias estructuras de control alternativas y analizan su actuacion. El desarrollo de las

estructuras se realiza sin modelos dinamicos o estaticos del proceso y no sigue un metodo, sino que se

van cerrando los bucles de control siguiendo un orden. Este orden se establece segun la importancia

para el conjunto de la planta:

Bucles de control de la produccion y del inventario:

Se recomienda que la variable manipulada de la produccion este cerca de la mitad de la lınea

principal del proceso para que los cambios en la tasa de produccion se propaguen simultanea-

mente (y por tanto mas rapido) en ambas direcciones.

Las variables manipuladas que se usan para controlar el inventario tienen que estar en la lınea

principal de proceso pero en una direccion hacia fuera de la variable manipulada que fija la

produccion.

Bucles de control de las especificaciones de los productos.

Bucles de control de las restricciones de los equipos y de operacion.

Bucles de control para mejorar la actuacion economica de la planta.


Se comparan las estructuras de control en cuanto a costes de operacion, respuesta a algunas per-

turbaciones y respuesta a cambios en los setpoints.

3.2.6. CHANG K. YI, WILLIAM L. LUYBEN

(Luyben et al., 1995)

Presentan un metodo para seleccionar la mejor estructura de control a partir unicamente de infor-

macion del estado estacionario.

1. Metodologıa:

El analisis de sensibilidad a las perturbaciones en estado estacionario es un procedimiento en

el que, para una estructura de control dada, se examinan las variaciones de todas las variables

cuando hay perturbaciones.

Cada estructura de control fija ciertas variables: flujos, composiciones, temperaturas, etc. El

numero de variables que se fijan es igual al numero de grados de libertad del sistema en bucle

cerrado.

Si la estructura de control requiere grandes cambios en las variables manipuladas, esa estruc-

tura no es buena porque habra saturacion de valvulas y/o sobrecarga de los equipos.

Se establecen, a partir de la experiencia, varias estructuras de control alternativas y se hace

un analisis de sensibilidad (cambios en las variables manipuladas cuando hay perturbaciones).

Se eliminan aquellas estructuras en las que los nuevos valores de las variables manipuladas

(valores cuando se alcanza nuevamente el estado estacionario) superan las restricciones de las

valvulas.

Inconveniente: El analisis de sensibilidad da informacion de los nuevos valores en estado esta-

cionario, pero no de la dinamica. Por tanto, algunas estructuras validas segun el analisis pueden

no serlo en realidad porque en algun momento se supere alguna restriccion. Para seleccionar

la mejor estructura de las que no han sido descartadas por el analisis de sensibilidad hay que

hacer una simulacion dinamica.

Dependiendo de la perturbacion, algunas estructuras pueden ser adecuadas o no, por lo que

hay que buscar una estructura valida para todas las perturbaciones teniendo en cuenta tam-

bien el tiempo que se tarda en alcanzar el nuevo estado estable (que puede superar el tiempo

de residencia del reactor) y la posibilidad de la existencia de multiples estados estacionarios.


3.2.7. WAYNE R. FISHER, MICHAEL F. DOHERTY, JAMES M. DOUGLAS

(Fisher et al., 1988)

1. Controlabilidad del proceso: Se describe un procedimiento sistematico para el analisis

preliminar de control. Este procedimiento no conduce a un sistema final de control porque no

considera la dinamica del proceso pero puede evitar conflictos entre diseno y control en etapas

posteriores de desarrollo.

2. Objetivos de control en la etapa conceptual de diseno del proceso:

a) Cumplir las restricciones.

b) Minimizar los costes de operacion en el rango de perturbaciones previstas.

3. Variables manipuladas: Hay que asegurar que hay un numero adecuado para que el proceso

sea operable en todo el rango de las perturbaciones.

4. Variables controladas: Las resultantes del analisis preliminar de control (optimizacion en

estado estacionario).

5. Variables medidas: Normalmente seran las controladas. Si las variables controladas no se

pueden medir se recurre al control inferencial.

6. Estructura de control: Mediante RGA (Relative Gain Array) y SVD (Singular Value De-

composition) se eliminan estructuras de control propuestas que tengan interacciones signi-

ficativas en los lazos de control. Se necesita un analisis dinamico para encontrar la mejor

estructura.

7. Metodo jerarquico de sıntesis del sistema de control:

a) Nivel 1: Consideraciones estacionarias:

Controlabilidad: Identificar las perturbaciones significativas economicamente y ase-

gurar que hay un numero adecuado de variables manipuladas para cumplir las res-

tricciones del proceso y optimizar las variables de operacion en el rango de pertur-

baciones esperadas.

Se usa el procedimiento de Douglas y en cada nivel:

• se identifican y clasifican las nuevas corrientes de entrada como perturbaciones

o variables manipuladas.

• se desprecian las perturbaciones que influyen en el coste anual menos de un 2%.


• se identifican las restricciones del proceso.

• se calcula el numero de variables de operacion que pueden optimizarse teniendo

en cuenta las nuevas variables de diseno y los tamanos de equipos especificados.

• se comprueba si el numero de variables manipuladas es igual al numero de res-

tricciones mas el numero de variables de operacion y si las restricciones y variables

de operacion proporcionan un problema con un jacobiano no singular.

Si la condicion se cumple el proceso es controlable a ese nivel y si no se cumple

podemos: modificar el diagrama de flujo para incluir mas variables manipuladas;

modificar el diseno para que nunca se alcancen los valores lımite; no tener en

cuenta la optimizacion de las variables menos importantes o continuar con el

siguiente nivel esperando que en ese nivel se introduzcan variables manipuladas

extra.

Los niveles que se consideran son:

◦ Proceso continuo o discontinuo.

◦ Estructura de entradas/salidas en el diagrama de flujo, restricciones, diseno

del equipo y variables de operacion.

◦ Estructura del reciclo, perturbaciones, variables manipuladas, restricciones,

diseno del equipo y variables de operacion.

◦ Sistema de separacion.

◦ Integracion de energıa.

Observaciones: En el analisis se esta suponiendo que el tamano de los equipos no

limita la operacion y no se ha tenido en cuenta la dinamica del proceso.

Operabilidad: Asegurar que el sobredimensionamiento es adecuado para cumplir las

restricciones del proceso y minimizar los costes de operacion en el rango esperado de

perturbaciones.

Seleccionar las variables controladas que minimicen los costes de operacion en estado

estacionario. En funcion de esta optimizacion (que a menudo corresponde a varios

equipos operando a maxima capacidad) se establecen unas heurısticas de control

Determinar las interacciones en las estructuras de control propuestas.

b) Nivel 2: Operacion dinamica normal (pequenas perturbaciones respecto al estado esta-

cionario).

Control de inventario: Asegurar que se cumplen los balances de materia y energıa y

determinar la necesidad de depositos intermedios.


Control dinamico: Determinar la estabilidad de las estructuras de control alternati-

vas. El analisis incluye modificaciones en el diagrama de flujo.

c) Nivel 3: Operacion dinamica anormal.

Determinar si se necesitan sistemas especiales de control para los arranques y paradas.

Asegurar una operacion segura cuando hay fallos en los equipos.

d) Nivel 4: Implementacion.

Control distribuido: Organizar los niveles del control de unidades locales, de la planta

y del control de supervision.

3.3. Ventajas e inconvenientes de los metodos para el diseno de una

estructura de control

Todos los metodos propuestos en la bibliografıa consultada tienen el inconveniente de la necesi-

dad de un modelo de proceso y estos modelos pueden ser costosos (segun la rigurosidad del mismo)

y pueden no ser suficientemente precisos.

• El metodo propuesto por Skogestad, Halvorsen, Larsson y Govatsmark tiene varios inconvenientes.

En primer lugar hay que definir una funcion escalar que refleje el coste de operacion de la planta

(esta funcion se minimiza en la optimizacion) y en muchos procesos puede no ser obvia la seleccion

de esta funcion porque hay que tener en cuenta varios factores. Ademas en plantas complejas pueden

existir muchas posibles estructuras de control y el analisis puede ser largo, pudiendo ocurrir que

ninguno de los conjuntos de variables controladas propuestos sea adecuado para todas las posibles

perturbaciones, que la solucion varıe segun las perturbaciones consideradas en el analisis o, en el

caso de llegar a una estructura, que esta no sea valida porque la dinamica no sea adecuada.

La principal ventaja de este metodo es que se controlan variables cuyo valor optimo es debilmente

dependiente de las perturbaciones.

• En el metodo propuesto por McAvoy, el modelo de proceso es necesario para calcular la ma-

triz de ganancias del sistema. Otro inconveniente es que no se dice como seleccionar las variables

controladas sino que una vez fijadas las variables que vamos a controlar se proponen varios conjuntos

de variables manipuladas y se selecciona aquel en el que hay que modificar menos las posiciones de

las valvulas para conseguir el control. Tiene la ventaja de que se seleccionan variables manipuladas

que tienen un gran efecto sobre las variables controladas (ya que con pequenas variaciones de las

posiciones de las valvulas se consigue el control). Sin embargo, se necesita una simulacion dinamica


porque la estructura seleccionada puede tener una respuesta muy lenta y no ser adecuada para el

control. Hay que analizar muchas alternativas y el metodo puede ser muy largo.

• En el metodo propuesto por Yi y Luyben se proponen varias estructuras de control (tampoco

se especifica como se seleccionan) y el criterio para rechazar estas estructuras es que se superen las

restricciones de las valvulas (variables manipuladas) cuando se alcanza el nuevo estado estacionario

tras producirse una perturbacion. Tambien es largo y ademas la estructura seleccionada puede no

ser valida (es necesario hacer una simulacion dinamica para comprobarlo).

• Lyman y Georgakis no dan un metodo sistematico para desarrollar una estructura de control.

Analizan el comportamiento de las estructuras de control pero no dicen como seleccionar las varia-

bles manipuladas correspondientes a las variables controladas. Para hacer el analisis es necesaria la

simulacion.

• En el metodo de Groenendijk, Iedema y Dimian se necesita un modelo del proceso para obtener

las matrices de ganancias y se hace el analisis en estado estacionario. Las combinaciones de variables

manipuladas propuestas se analizan con las herramientas RGA (Relative Gain Array) y SVD (Sin-

gular Value Decomposition). Luego se hace la simulacion dinamica, un analisis de controlabilidad

lineal en el dominio de la frecuencia y las simulaciones en bucle cerrado. Permite llegar a mejores re-

sultados que cuando se considera solo el analisis en estado estacionario pero tambien supone analizar

muchas alternativas y resulta largo.

• La primera parte del procedimiento de Fisher, Doherty y Douglas esta orientada a disenar el

proceso de forma que resulte controlable ( tambien puede servir para comprobar la controlabili-

dad de un proceso dado). Se tiene en cuenta que para que un proceso sea controlable frente a las

perturbaciones el sobrediseno de los equipos tiene que ser adecuado. Se hace un analisis en estado

estacionario: se calculan los valores de las variables manipuladas que minimizan los costes totales

de operacion para varias perturbaciones. A partir de estos resultados se definen las variables con-

troladas (tambien se dan unas heurısticas de control). Al final se llega a una estructura de control

pero esta orientado principalmente a evaluar el diseno.

En general, los procedimientos fallan al responder a alguna de las cuestiones planteadas en el pro-

blema de PWC (Plantwide Control). Estos procedimientos son mas teoricos y menos aplicables en

la industria. Una cuestion que no se responde adecuadamente y que solo se trata parcialmente en

este proyecto es la seleccion de las variables medidas (puede ser necesario inferir el valor de algunas


variables a partir de la medida de otras).

4. Sistema experto

El sistema experto consta de tres modulos principales y de un modulo de explicacion.

A partir de datos de operacion de la planta y de la descripcion de la topologıa, el sistema experto

genera una o varias estructuras de control. Para ello, habra que decidir que variables se miden,

controlan y manipulan. Al terminar la ejecucion, en el archivo explicacion.txt se recoge la explicacion

de las decisiones que ha ido tomando el sistema experto.

Los tres modulos principales se describen a continuacion.

4.1. Modulo 1: Descripcion de la topologıa de la planta

Este primer modulo del programa consiste en una interfaz con el usuario a traves de la que se

describe el numero de unidades de cada tipo que hay en la planta, las conexiones entre ellas y datos

de operacion de la planta.

Para introducir todos los datos necesarios, hay que responder las preguntas que aparecen por pan-

talla. La mayorıa de estas preguntas se responden introduciendo si o no. Cuando hay varias opciones,

aparecen por pantalla todas las opciones posibles seguidas del numero que hay que introducir para

seleccionar cada opcion. Por ultimo, hay otras preguntas en las que, para responderlas, hay que

introducir el nombre de alguna unidad del proceso. En CLIPS, los nombres de los objetos se definen

entre corchetes: [Nombre]. Para que la introduccion de datos resulte mas facil y rapida se han creado

una serie de funciones que transforman la entrada por pantalla en el formato adecuado para que

sea entendido por el programa. De esta forma, cuando el programa pregunte por una corriente, no

habra que introducir, por ejemplo, [Tuberia9] sino simplemente 9. Dependiendo del tipo de unidad,

el usuario introducira una de las siglas siguientes seguida del numero correspondiente a la unidad:

R: si la unidad es un reactor

H: si la unidad es un hervidor

CP: si la unidad es un condensador parcial

CT: si la unidad es un condensador total

C: si la unidad es un condensador


I: si la unidad es un intercambiador

V: si la unidad es un vaporizador

D: si la unidad es un deposito

TV: si la unidad es una turbina de vapor

CM: si la unidad es un compresor

CL: si la unidad es una columna de destilacion

De: si la unidad es un decantador

S: si la unidad es un separador

AT: si la unidad es un acumulador total

AP: si la unidad es un acumulador parcial

E: si la unidad es una columna de extraccion lıquido-lıquido

A: si la unidad es una columna de absorcion

B: si la unidad es una bomba

M: si la unidad es un mezclador

Dv: si la unidad es un divisor

H: si la unidad es un horno

T: si la unidad es una tuberıa

De esta forma, en lugar de introducir [Reactor1], se introduce R, se pulsa enter, se introduce 1 y se

vuelve a pulsar enter.

Cuando el programa pregunta directamente por una corriente, se introduce solo el numero de la

corriente pero si pregunta por una unidad (que puede ser de cualquier tipo) hay que introducir T y

despues se introduce el numero de la corriente.

Esto sera valido tanto en este modulo como en los correspondientes a los objetivos de

control y a las heurısticas de control.

Por cada unidad de la planta se crea un objeto perteneciente a una clase que depende del tipo de

unidad. Los tipos de unidades que puede haber en la planta son los siguientes:


1. REACTOR: Hay que definir el tipo de reactor (CSTR o tubular) y si es de tipo CSTR se

controlara su nivel.

Tambien hay que indicar si se recicla parte de la salida y, en caso afirmativo, que corriente es la

de reciclo. Se considera que hay reciclo en los siguientes casos (Figura 3): Es necesario definir

Figura 3: Reciclos en reactores

si en el reactor se libera calor o si hay que aportarlo y si se emplea una corriente auxiliar para

eliminar o aportar calor.

Si el reactor es de tipo CSTR hay que especificar el numero de entradas al reactor, que co-

rrientes corresponden a esas entradas, si hay salida en fase lıquida, si hay salida en fase vapor

y, en el caso de que existan, las corrientes correspondientes a esas salidas.

Si el reactor es de tipo tubular tendra una sola entrada de reactivos (tambien puede haber

inyecciones intermedias de reactivos o de catalizador), una sola salida de productos y puede

tener otra entrada de catalizador. Es necesario saber si el reactor es catalıtico.

Cuando tengamos varios reactores tubulares en serie hay que indicar si entre ellos hay refri-

geracion intermedia o aporte de calor intermedio mediante intercambiadores (en este caso se

crea un objeto de la clase SERIE y de tipo interc) o mediante inyeccion de reactivos (en este

caso se crea un objeto de la clase SERIE y de tipo inyec).

2. COLUMNAS DE DESTILACION: Los datos a especificar son el numero de extracciones la-

terales de la columna, las corrientes correspondientes a esas extracciones, si la columna tiene

hervidor de fondo (cuando tiene, se crea un objeto de la clase HERVIDOR), si tiene conden-

sador y, en caso de que lo tenga, si es un condensador parcial (en este caso se crean un objeto


de la clase CONDENSADOR PARCIAL y otro de la clase ACUMULADOR PARCIAL) o

total (en este caso se crean un objeto de la clase CONDENSADOR TOTAL y otro de la clase

ACUMULADOR TOTAL).

Tambien hay que definir que tipo de columna es: estabilizador, superfraccionador, columna nor-

mal de separacion, columna de purga, stripper, rectificador, columna de destilacion azeotropica

o columna de regeneracion, en circuito cerrado, de un disolvente.

Otros datos a especificar son: numero de corrientes de alimentacion, corrientes correspondien-

tes a esas alimentaciones, corrientes de entrada y salida del hervidor, del condensador y del

acumulador, corrientes correspondientes al destilado, al reflujo y al producto de fondo, si la

columna tiene una relacion de reflujo alta, si se separa en la columna alguno de los productos

del proceso (en algunos casos tambien habra que especificar si el producto se obtiene por

cabeza o por fondo) y, en el caso de la destilacion azeotropica, el decantador correspondiente

a esa columna.

Cuando tengamos varias columnas de destilacion dispuestas en serie, se crea un objeto de la

clase SERIE (por ejemplo, el objeto [SC1] designa la serie de columnas 1).

3. SEPARADORES LIQUIDO-VAPOR: Los datos a especificar son la corriente de entrada y las

corrientes de salida en fase lıquida y en fase vapor cuando existan.

4. CONDENSADORES: Los datos a especificar son las corrientes (de proceso y auxiliar) de

entrada y de salida.

5. COLUMNAS DE EXTRACCION LIQUIDO-LIQUIDO: Los datos a especificar son las co-

rrientes de entrada y salida correspondientes a las fases ligera y pesada, la corriente de salida

de gas (si existe) y que fase es la continua.

6. COLUMNAS DE ABSORCION: Los datos a especificar son las corrientes de entrada y salida

en fase lıquida y en fase gas.

7. BOMBAS: Los datos a especificar son la corriente de entrada y de salida.

8. INTERCAMBIADORES: Los datos a especificar son las tuberıas de entrada y salida de las

corrientes que intercambian calor y si el intercambio tiene lugar entre corrientes de proceso o

entre una corriente de proceso y una corriente auxiliar. En los casos en que exista bypass, el

sistema experto identifica la corriente correspondiente.

9. VAPORIZADORES: En los vaporizadores, los datos a especificar son el numero de entradas,

las corrientes de entrada, la corriente de salida y la entrada y salida de la corriente que aporta

calor.


10. MEZCLADORES: Los datos a especificar son las corrientes que se unen (estan definidos de

forma que solo pueden unirse dos corrientes en cada mezcldor) y la corriente de salida.

11. DIVISORES: Los datos a especificar son las corrientes de salida (solo puede haber dos) y la

corriente que se separa.

12. DEPOSITOS: En los depositos puede haber varias entradas y salidas pero tienen que estar

en fase lıquida (la presion en el deposito va a ser la presion de vapor correspondiente a la

temperatura del deposito). Hay que especificar que corrientes corresponden a estas entradas y

salidas, el tipo de deposito (de almacenamiento o deposito intermedio) y si hay calentamiento o

enfriamiento, mediante una corriente auxiliar, de la sustancia almacenada. Si existe la corriente

auxiliar, hay que indicar la entrada y la salida de dicha corriente.

13. HORNOS: Los datos a especificar son las tuberıas correspondientes a las entradas de aire y

de combustible y las correspondientes a la entrada y salida de la corriente que se calienta en

el horno.

14. COMPRESORES CENTRIFUGOS: Hay que especificar si el compresor esta accionado me-

diante un motor electrico o mediante una turbina de vapor (en este caso se crea un objeto

de la clase correspondiente a las TURBINAS DE VAPOR y tambien hay que especificar las

corrientes de entrada y salida a la turbina). Tambien si hay un enfriador a la salida del com-

presor y luego un by-pass para reciclar una parte a la entrada del compresor. Por ultimo, el

programa pregunta cuales son las corrientes de entrada y salida al compresor.

15. DECANTADORES: Hay que introducir la corriente de entrada, la corriente de salida de la

fase lıquida ligera, la corriente de salida de la fase lıquida pesada y la corriente de salida de

vapor (cuando exista).

16. CORRIENTES AUXILIARES: Hay que especificar la unidad en la que se emplean los servicios

auxiliares, el tipo de servicios auxiliares (agua, vapor, etc), la entrada de la corriente a la unidad

y la salida.

17. SISTEMAS DE REFRIGERACION: Si el sistema de refrigeracion es como el mostrado en la

Figura 38 o como el de la Figura 39, es necesario especificar las unidades que pertenecen al

sistema: evaporador, compresor, condensador y separador. Cuando el sistema de refrigeracion

corresponde al de la Figura 40, se especifica el evaporador y la columna que pertenecen al

sistema.

Cuando se termina de introducir los datos correspondientes a todas las unidades de una misma

clase, el programa da la opcion de corregirlos.


La primera vez que se introduce una corriente se crea el objeto correspondiente de la clase TU-

BERIA y se especifica donde empieza o termina dependiendo de que el numero de corriente se haya

introducido como corriente de salida o de entrada, respectivamente, de una unidad. Si se vuelve

a introducir esa corriente como entrada o salida de otra unidad, ya no hay que crear el objeto y

simplemente se almacena donde termina o donde empieza.

Una vez definidas todas las corrientes, hay que especificar las que se encuentran en fase lıquida y

las que se encuentran en fase vapor. El sistema experto identifica las corrientes que son salidas del

proceso y las que son entradas (que se almacenan en el objeto [e]) y en el caso de que una corriente

de salida del proceso sea el destilado o la corriente de fondo de una columna de destilacion, se

controlara la composicion de cabeza o de fondo respectivamente.

En esta primera parte del programa tambien se definen las clases correspondientes a los instru-

mentos que se van a usar para efectuar el control: valvulas, valvulas de tres vıas, transmisores,

controladores, indicadores, selectores, sumadores, divisores, interruptores, alarmas, ratios, elemen-

tos de compensacion dinamica y elementos para introducir retardos (lags).

Los objetos pertenecientes a estas clases se crearan durante la ejecucion de los modulos siguientes

(cuando se establezcan los lazos de control).

Efectuar los inventarios de los componentes quımicos es muy importante en el desarrollo de la es-

tructura de control. Por tanto, es necesario conocer las especies que intervienen en el proceso y

clasificarlas como reactivos, productos, inertes o subproductos. Los compuestos se introducen or-

denados por orden creciente de volatilidades relativas cuando se conocen estas. Esta informacion

queda almacenada en un objeto de la clase COMPUESTOS.

Se necesita informacion sobre el camino que sigue cada compuesto dentro de la planta y por eso el

programa pide las tuberıas por las que pasa cada uno: si un compuesto pasa por una tuberıa, ese

compuesto se anade al campo componentes de la tuberıa. En el caso de las columnas de destilacion

basta con indicar la composicion de las corrientes de alimentacion, del destilado y de la corriente

de fondo. Normalmente no sera necesario especificar la composicion de las corrientes auxiliares. Al

terminar la ejecucion, se conoce la composicion de cada corriente.

Tambien se crea un objeto de la clase REACCION por cada reaccion que tenga lugar en el proceso,

indicando numero de reactivos, reactivos (si en el reactor hay una entrada de catalizador, hay que

poner el catalizador como reactivo para controlar la cantidad que se alimenta en funcion de las can-

tidades de los otros reactivos ), numero de productos, productos, reactor en el que transcurre (en

el campo reacciones del objeto de la clase REACTOR se anade el objeto de la clase REACCION)

y tipo de reaccion (reversible o irreversible).

Cuando en un mismo reactor tienen lugar varias reacciones principales, hay que especificar si son

simultaneas o consecutivas y se buscan los reactivos comunes y no comunes a estas reacciones.


Se crea un objeto de la clase REACTIVO por cada reactivo de cada reaccion y la informacion que

se guarda en ese objeto es el reactor en el que reacciona ese reactivo y la fase en la que se encuentra.

Por cada corriente de entrada del proceso que no sea una corriente auxiliar, se hace un objeto de la

clase CAMINO, mientras que por cada corriente auxiliar que no tenga como entrada una entrada de

proceso se crea un objeto de la clase CAMINO AUXILIAR cuya primera unidad va a ser la tuberıa

correspondiente a la entrada de la corriente auxiliar. La localizacion del camino auxiliar corresponde

a la unidad en la que se encuentra la corriente auxiliar.

Cuando un camino (normal o auxiliar) llega a una unidad que solo tiene una salida, el camino sigue

por esa salida. Si tiene mas de una salida, se crean tantos objetos de la clase CAMINO o CAMINO

AUXILIAR como salidas menos uno tenga la unidad. Hasta llegar a esa unidad los nuevos caminos

van a ser iguales que el camino que ya estaba creado. Luego, cada uno continua por una de las

salidas.

En cada camino se van almacenando las tuberıas y unidades por las que se va pasando hasta que se

llega a una corriente de salida del proceso o hasta que se llega a una unidad por la que ya se habıa

pasado antes. En este ultimo caso existira un reciclo. En los caminos de tipo reciclo se almacenan

las tuberıas que constituyen el reciclo en uno de los campos del objeto (en el campo reciclo) y las

unidades que constituyen el reciclo en el campo unidades-reciclo.

Se toma el primer elemento de un camino y se asignan inicialmente como componentes del camino

los componentes de esa primera corriente. Solo se toman como caminos aquellos en los que uno o

varios componentes estan presentes en todas las tuberıas que constituyen el camino. Cuando se llega

a un reactor, los productos correspondientes a los reactivos presentes en ese camino se anaden a los

componentes. Si un compuesto esta presente en una tuberıa de un camino pero no esta presente en

la siguiente, se borra ese compuesto de los componentes del camino. Se eliminan los objetos de la

clase CAMINO que no tienen ningun componente.

Por cada objeto de la clase CAMINO y de tipo reciclo se hace un objeto de la clase RECICLO.

Se buscan todos los caminos que tengan almacenadas el mismo numero de tuberıas en el campo

reciclo. Se comprueba si estas tuberıas son las mismas y si lo son se guardan los componentes de

estos caminos en el campo componentes del objeto de la clase RECICLO.

Para ejecutar este modulo simplemente hay que seleccionar ”Load Batch”dentro del menu ”File” y

luego elegir modulo1.bat. De esta forma se definen las clases, variables globales y funciones que se van

a utilizar durante el desarrollo de todo el programa y tambien se cargan las reglas correspondientes

a la topologıa.

Toda la informacion descrita anteriormente queda almacenada, cuando finaliza la ejecucion del mo-

dulo, en dos archivos: top1.clp, en el que se guardan los hechos, y top.clp, en el que se guardan los

objetos.


Si ya se tiene almacenada esta informacion correspondiente a la topologıa de la planta y se quiere

cargar directamente, hay que:

Seleccionar ”Load Constructs”en el menu ”File” y luego elegir cargar-topologia.clp.

Introducir por pantalla (cargar top1.clp top.clp) y pulsar enter.

Introducir por pantalla (cargar1) y pulsar enter.

Finalmente, introducir (cargar2) y pulsar enter.

4.2. Modulo 2: Objetivos de Control.

Posiblemente el aspecto mas importante del problema sea establecer los objetivos de control,

porque si tenemos distintos objetivos la mejor estructura de control sera diferente.

Estos objetivos pueden referirse a la selectividad del reactor, a especificaciones de la calidad de

los productos, a la determinacion de la demanda, a restricciones medioambientales o al rango de

condiciones seguras de operacion.

El numero de grados de libertad para el control coincide con el numero de valvulas que podemos

manipular. La mayorıa de estas valvulas se van a usar para:

1. fijar la tasa de produccion,

2. mantener los inventarios de gases y lıquidos,

3. controlar las calidades de los productos y

4. cumplir las restricciones medioambientales y de seguridad.

Las valvulas que no se hayan usado para estas tareas, pueden emplearse para optimizar la con-

trolabilidad dinamica (minimizar el consumo de energıa, maximizar la selectividad o eliminar per-

turbaciones) o los objetivos economicos correspondientes al estado estacionario. Cuando no haya

suficientes variables manipuladas para conseguir los objetivos economicos, puede ser necesario mo-

dificar el diseno del proceso (por ejemplo, anadir lıneas de bypass alrededor de intercambiadores de

calor o incluir intercambiadores de calor auxiliares)

No todos los objetivos operacionales son iguales. Por ejemplo, mantener la estabilidad del proceso

y evitar acumulaciones de material son prerrequisitos para cualquier maximizacion del beneficio.

Hay varios acercamientos a la hora de ordenar los objetivos.


McAvoy y Ye (McAvoy et al., 1994) realizan primero los controles de caudal (en un intento de

controlar la acumulacion de materia en las unidades individuales) y luego seleccionan las estruc-

turas de control para la regulacion de temperaturas y presiones (para regular las acumulaciones

energeticas). Posteriormente deciden la estructura de control para regular la calidad del producto

y las acumulaciones de materia en el proceso, dejando para el final la regulacion de la operacion

optima del proceso.

Georgakis (Georgakis et al., 1993), (Price et al., 1994) y (Lyman et al., 1995) ha usado una orde-

nacion diferente de los objetivos operacionales. El control de la tasa de produccion y la regulacion

de los inventarios de materia se tratan primero. En segundo lugar se controlan las especificaciones

del producto. A continuacion se tienen en cuenta restricciones operacionales y en equipos, mientras

que la optimizacion economica se realiza en ultimo lugar.

El enfoque jerarquico de Ponton y Laing (Ponton et al., 1993) se centra primero en los sistemas

de control para la regulacion de caudales de las alimentaciones y de productos. A continuacion se

trata el control de caudales y composicion de reciclos, el control de la composicion de productos y

corrientes intermedias, los balances de temperatura y energıa y la regulacion de inventarios.

En estos procedimientos se observan diferencias en la prioridad relativa de los objetivos de control

y esto plantea la necesidad de responder a la pregunta: ¿ Como se establece la importancia de los

objetivos?

Ng y Stephanopoulos (Ng et al., 2000) han establecido pautas para establecer la prioridad de los

objetivos de control que consisten en ordenar los objetivos operacionales de acuerdo con el impacto

que tienen en el ”valor economico total”derivado de la operacion de la planta.

El ”valor economico total”es una funcion objetivo que incluye costes debidos a penalizaciones por

no cumplir los planes de produccion, a productos fuera de especificacion o a costes de operacion.

La asociacion de objetivos explıcitos de control con variables controladas es bastante sencilla. Por

ejemplo, se controla la relacion entre los caudales de dos reactivos cuando un objetivo explıcito es

mantener constante el exceso de uno de los reactivos a la entrada del reactor o se regula la tempera-

tura del reactor manteniendola entre un lımite superior e inferior para conseguir unas determinadas

condiciones de reaccion.

Por el contrario, la asociacion de un objetivo implıcito con un conjunto especıfico de variables con-

troladas no es obvia. Este problema, a pesar de ser central en el desarrollo del sistema de control a

nivel de planta ha recibido muy poca atencion.

En este segundo modulo del programa se tienen en cuenta los objetivos explıcitos de control en la

planta, mientras que los demas se tratan en el modulo 3.

Mediante otra interfaz con el usuario, este introduce las especificaciones: las unidades en las que

hay que mantener una determinada temperatura o una determinada presion, las corrientes en las


que se ha especificado una determinada composicion, las corrientes en las que hay que mantener

un determinado caudal (por ejemplo, para satisfacer la demanda de producto), las columnas donde

se necesita una relacion de reflujo determinada y las corrientes del proceso entre las que tiene que

existir una determinada relacion entre caudales.

De esta forma, ya conocemos las variables controladas para cumplir los objetivos explıcitos (tem-

peratura, presion, composicion, caudal, relacion de reflujo o relacion entre caudales) y el sistema

experto, mediante las reglas heurısticas del ultimo modulo, unicamente tendra que decidir que va-

riables se manipulan.

Sin embargo, para cumplir los objetivos implıcitos de control de las plantas, se controlan muchas

variables para las que no tenemos ninguna especificacion sobre su valor. En el siguiente modulo, por

tanto, tambien habra que decidir que variables, segun la experiencia, es mejor controlar y manipular

para satisfacer esos objetivos implıcitos.

En el modulo correspondiente a los objetivos de control tambien hay que especificar las corrientes

que no podemos manipular porque vienen fijadas por otro proceso y las restricciones que, por mo-

tivos de seguridad de operacion y de los equipos, existan respecto a valores maximos y mınimos de

temperaturas y presiones o respecto a la maxima perdida de carga de las columnas.


luego elegir modulo2.bat.

4.3. Modulo 3: Heurısticas de control

Es el modulo principal del sistema experto ya que contiene las reglas que recogen la experiencia

sobre el control de plantas.


luego elegir modulo3.bat.

Dentro de las perturbaciones de una planta deben considerarse variaciones en la temperatura, com-

posicion o caudal de las corrientes entrantes al proceso (corrientes de reactivos o corrientes de

servicios auxiliares que se emplean para aportar o eliminar calor del proceso), variaciones en la

cantidad demandada de producto o en sus especificaciones, etc.

Las reglas tienen en cuenta la influencia de todas estas perturbaciones sobre el control de la planta.


4.3.1. Reactores:

El reactor constituye el nucleo de una planta quımica y su comportamiento condiciona tanto

la calidad de los productos obtenidos como el rendimiento. Por tanto, es muy importante conseguir

un funcionamiento estable del mismo aunque esto puede depender mas del propio diseno del reactor

que de los sistemas de control.

En el sistema experto se consideran dos tipos de reactores: reactores tubulares y reactores de tanque

agitado (CSTR). Los reactores industriales normalmente pertenecen a algun tipo intermedio entre

estos dos casos extremos y se pueden idealizar segun un tipo u otro o una combinacion de ambos.

Dentro del control de reactores hay que tener en cuenta varios aspectos:

1. Control de temperatura: El control de temperatura es muy importante porque de el pueden

depender la conversion, el control de reacciones secundarias, la distribucion de subproductos, el

grado de polimerizacion, etc. Es decir, del control de la temperatura dependeran normalmente

el rendimiento, la selectividad y la seguridad.

Para una tasa de produccion fijada, la variable manipulada para el control de temperatura sera

normalmente el caudal de fluido calefactor o refrigerante. Si la carga no es necesariamente fija,

el control puede establecerse tambien mediante la introduccion de mayor o menor cantidad de

reactivos o catalizador.

En primer lugar es necesario distinguir entre reacciones exotermicas y endotermicas.

La eliminacion de calor en reactores exotermicos es muy importante por la posibilidad de que

se produzca el fenomeno de ”runaway”: una reaccion exotermica libera calor que tiende a subir

la temperatura, lo que a su vez aumenta el grado de reaccion y genera mas calor y esto puede

hacer que la reaccion se dispare en determinadas condiciones:

a) el calor no se elimina al exterior tan rapidamente como se genera y

b) no se alcanza la conversion completa en el reactor.

En cambio, en reactores endotermicos, el fallo al no proporcionar suficiente calor resulta sim-

plemente en una reduccion de la velocidad de reaccion. Si el reactor exotermico funciona adia-

baticamente, el sistema de control debe evitar que la temperatura aumente excesivamente en

el reactor (por ejemplo, aumentando la relacion entre corriente de reciclo y reactivo limitante).

a) Reactores exotermicos: Si en una reaccion se conoce el equilibrio quımico y la cinetica

de reaccion (en general funcion del tipo de flujo, estado o caracterısticas del catalizador,

presion, etc), puede determinarse el calor generado en funcion de la temperatura.


Para un diseno de reactor determinado puede calcularse el calor que es posible eliminar

a traves del area disponible de camisa o serpentın:

Qe = U ∗ A ∗ (T − Tc) (2)

Representando ambas funciones se obtiene una figura similar a la de la Figura 4. La

pendiente de la recta que representa la eliminacion de calor es U*A y la abscisa en

el origen es la temperatura del fluido refrigerante (Tc). Si la recta de eliminacion de

Figura 4: Calor eliminado y qenerado en funcion de la temperatura

calor es la 1, en el punto de funcionamiento O se verifica que, si aumenta ligeramente

la temperatura, el calor evacuado del sistema es superior al generado y, por tanto, la

temperatura tiende a bajar. Si la temperatura disminuye ligeramente, el calor eliminado

es menor que el generado y la temperatura tiende a aumentar, volviendo al punto O.

Estas condiciones de funcionamiento son autorregulables y se denominan estables.

Sin embargo, si la recta de eliminacion de calor es la 2 ocurre lo contrario. Si aumenta

la temperatura, el calor generado es todavıa mayor que el eliminado y las condiciones de

funcionamiento se disparan al punto N. Si disminuye la temperatura, el calor generado

es menor que el eliminado y las condiciones de funcionamiento se disparan al punto L.

En los puntos N y L se dan condiciones estables.

Las forma de la recta que determina la estabilidad depende de las caracterısticas de diseno

del reactor: area de intercambio, temperatura del refrigerante y coeficiente global de

transferencia. Esto indica que, con un diseno inadecuado, el reactor estara en condiciones


de inestabilidad, dificultando enormemente su control. En definitiva, la estabilidad o

inestabilidad seran mas un problema de diseno que de control.

En el supuesto de partir de condiciones inestables de funcionamiento, las acciones a

realizar pasan por una modificacion del valor de la pendiente de la recta de eliminacion

de calor (U*A) o de la abscisa en el origen (valor de la temperatura del refrigerante). Si

la temperatura de refrigerante es fija, la unica alternativa sera la modificacion del area o

del coeficiente global U. Lo primero supone una modificacion del diseno del serpentın y

lo segundo una alteracion de los coeficientes de pelıcula, lo que no siempre es factible.

Si no es posible en el diseno evitar las condiciones de inestabilidad, hay que:

Intentar que el caudal de fluido refrigerante sea lo suficientemente alto como para

procurar un buen coeficiente de intercambio.

Evitar gradientes excesivos entre la salida y entrada del fluido refrigerante que puedan

alterar la propia cinetica de reaccion.

Cuando en el reactor hay una corriente de servicios auxiliares se va a emplear para

controlar la temperatura del reactor (la temperatura de salida en el caso de los reactores

tubulares) . En las reglas reactor-a y reactor-b se tienen en cuenta los siguentes casos:

Si el reactor es exotermico podemos tener el esquema de control (que se establece

tras la ejecucion de la regla reactor-b) de la Figura 5 en el que el refrigerante hierve,

proporcionando una temperatura constante en el serpentın o en la camisa del reactor.

El lazo secundario controla la presion en el separador lıquido-vapor actuando sobre

la salida de vapor. Se anade refrigerante lıquido para controlar el nivel del separador.

Un problema potencial es la posibilidad de que al aumentar la vaporizacion en la

camisa (porque hay que eliminar mas calor), aumente el nivel y, por tanto, se re-

duzca el consumo de refrigerante lıquido cuando, en realidad, deberıa aumentar.

El problema se puede solucionar con un controlador de relacion entre los caudales

de vapor y de alimentacion de refrigerante lıquido, estando el setpoint de este con-

trolador ajustado por la salida del controlador de nivel del separador.

El circuito auxiliar es cerrado y hay un intercambiador por el que pasa parte del

refrigerante: el by-pass alrededor del intercambiador proporciona un control mas

rapido de la temperatura y evita no linearidades. Si tenemos una corriente de servicios

auxiliares en un reactor a alta temperatura, segun el esquema de la Figura 6, se puede

usar un refrigerante distinto del agua o tener mayor presion en el serpentın o en la

camisa. El cambiador de calor externo utiliza agua de refrigeracion (cuyo caudal se

puede mantener constante). El control se efectua en cascada y en rango partido.

El circuito auxiliar es cerrado y todo el refrigerante pasa por el intercambiador.


Figura 5: Control de temperatura mediante vaporizacion del refrigerante.

Figura 6: Control de temperatura (I)

Dentro de este caso hay dos opciones: si se puede hacer un by-pass al intercambiador

(se mejora el control) volvemos a tener el esquema de la Figura 6 y si no hacemos el

by-pass tenemos el esquema de control de la Figura 7.

En el esquema de la Figura 8, el controlador secundario mantiene la temperatura

deseada en el serpentın o en la camisa y el controlador de temperatura del reactor

fija el setpoint del controlador de temperatura secundario. El circuito auxiliar no

es cerrado y no hay un intercambiador por el que pase el refrigerante: para evitar

problemas se mantiene un caudal constante en circulacion y con el control en cascada


Figura 7: Control de temperatura (II)

se evitan retardos debidos a la dinamica de enfriamiento.

Figura 8: Control de temperatura (III)

Otro posible diseno del circuito auxiliar del reactor es el que se muestra en la Figura 9.

El circuito auxiliar no es cerrado y hay un intercambiador por el que pasa el refrig-

erante.

El metodo mas sencillo para controlar la temperatura de un reactor es el que se

muestra en la Figura 10. El suministro directo de agua de refrigeracion es un metodo

simple y barato para enfriar el reactor. Sin embargo, tiene varios inconvenientes:

• Si el caudal de agua es bajo, el coeficiente de transferencia de calor puede ser

inadecuado.


Figura 9: Control de temperatura (IV)

• La ganancia entre el caudal de refrigerante y el calor transferido varıa de forma

no lineal con la carga, dificultando la sintonizacion del controlador.

• Puede existir un gradiente de temperaturas significativo en el agua de refrigera-

cion que puede conducir a la aparicion de puntos calientes en el reactor.

Cuando estamos en este caso, el sistema experto ofrece la posibilidad de modificar

el diseno, recirculando el refrigerante y anadiendo intercambiadores, de forma que

estarıamos en el caso de la Figura 6 o en el de la Figura 8.

Los cinco casos anteriores se consideran en la regla reactor-a.

Si tenemos servicios auxiliares en el reactor pero tenemos un circuito auxiliar distinto

de los considerados en las reglas anteriores, se ejecutan otras reglas (reactor-f, reactor-

f3 y reactor-f4 ). Primero, el sistema experto identifica si el circuito auxiliar es cerrado

o abierto. Si el circuito es cerrado y tenemos corrientes en fase lıquida y en fase

vapor, la temperatura del circuito va a depender de la presion. La temperatura de la

unidad se controla modificando el setpoint del controlador de temperatura que hay

en la corriente de entrada de los servicios auxiliares y esta temperatura de entrada

se controla modificando el setpoint de un controlador de presion localizado en el

circuito auxiliar. Cuando no hay cambio de fase en el circuito auxiliar, se controla

la temperatura del reactor modificando el setpoint del controlador de temperatura

que hay en la corriente de entrada de los servicios auxiliares (esta temperatura de

entrada se controla actuando sobre algun intercambiador o sobre algun mezclador

del circuito auxiliar).


Figura 10: Control de temperatura (V)

El uso de una camisa en el reactor tiene dos ventajas:

Se minimiza el riesgo de fugas y, por tanto, de contaminacion entre la corriente

auxiliar y la corriente de proceso.

En el caso de reactores de tipo CSTR, no hay elementos internos que dificulten la

agitacion mecanica.

La principal desventaja del uso de camisas en el reactor es la limitacion del area de trans-

ferencia de calor debido a al geometrıa del reactor.

Para aumentar el area de transferencia de calor se pueden insertar serpentines. La trans-

ferencia de calor es directa y sin retardos significativos. La desventaja es que puede haber

escapes que contaminen el agua de refrigeracion o que introduzcan agua en el reactor.

Ademas, la agitacion mecanica puede ser difıcil porque no quede espacio para el agitador.

Otra opcion para aumentar el area de enfriamiento es enfriar el contenido del reactor en

un intercambiador fuera del reactor. Este metodo tiene dos ventajas:

El area de transferencia de calor es completamente independiente del tamano y ge-

ometrıa del reactor.

La circulacion ayuda a tener una buena mezcla en el reactor.

El principal inconveniente es que hay que bombear (si la salida es lıquida) o comprimir

(si es gas) la masa que se recicla. Empleando este metodo podemos tener distintos casos:

Si el reactor que hay que controlar es de tipo CSTR, no dispone de servicios auxiliares


y tampoco hay reciclo de parte de la salida, el sistema experto permite, mediante

la ejecucion de la regla reactor-c, modificar el diseno para realizar el control de la

temperatura. De esta forma, se reciclarıa parte de la salida segun el esquema de la

Figura 11 (si la salida esta en fase lıquida se bombea y si es gas, se comprime).

Figura 11: Recirculacion del contenido del reactor para controlar la temperatura

Si el reactor no dispone de servicios auxiliares pero se recicla parte de la salida, el

control de temperatura se puede realizar segun el esquema de la Figura 12. En este

caso existe un bypass en el intercambiador por el que pasa la corriente recirculada y

gracias a el se reducen los retardos en el control. Este caso se considera en la regla

reactor-d.

Si la corriente que se recicla pasa por un intercambiador en el que no existe bypass, se

puede hacer el bypass (y estarıamos en el caso de la Figura 12) o efectuar el control

segun el esquema de la Figura 13. Este caso se considera en la regla reactor-d.

Si la corriente que se recicla no pasa por ningun intercambiador, la temperatura se

puede controlar manipulando el caudal de reciclo (regla reactor-e). El esquema de

control es el de la Figura 14.

Los reactores de tipo CSTR en fase lıquida que operan cerca del punto de ebullicion

de un componente mayoritario o de un disolvente, ofrecen otro metodo efectivo para el

control de la temperatura en el que se aprovecha el calor de vaporizacion para enfriar el

reactor (la energıa se elimina en forma de calor latente). El esquema de control es el de

la Figura 15 y la regla correspondiente r-19. Los vapores entran en un condensador que


Figura 12: Control de temperatura manipulando la temperatura del reciclo (I)

proporciona el reflujo frıo al reactor. Un controlador de presion actua sobre la valvula de

la entrada de agua de refrigeracion al condensador. El setpoint del controlador de presion

lo ajusta el controlador de la temperatura del reactor. Este metodo ofrece un control casi

perfecto de la temperatura (debido a la auto-regulacion) bajo condiciones normales de

operacion pero tiene tambien algunos inconvenientes:

Hay que disenar adecuadamente el sistema de retorno de lıquido.

Tiene que haber una valvula de venteo para eliminar los incondensables.

Conviene tener una camisa con agua de refrigeracion para ayudar a disminuir la

temperatura cuando ha habido una parada y hay poca vaporizacion.

Para alcanzar la energıa de activacion, se precalentaran los reactivos de una de las sigu-

ientes formas:

Cada reactivo se calienta independientemente: este caso es el que se emplea cuando

la reaccion es no catalıtica y no es conveniente mezclar los reactivos para su preca-


Figura 13: Control de temperatura manipulando la temperatura del reciclo (II)

lentamiento antes de llegar al reactor para que la reaccion no comience en un lugar

inadecuado (en el propio equipo de intercambio).

Los reactivos se precalientan conjuntamente empleando un fluido auxiliar o el propio

producto: si el comienzo de la reaccion requiere la presencia de un catalizador, no

existe ningun inconveniente para que el precalentamiento se lleve a cabo conjunta-

mente, economizando el equipo requerido. En el caso de emplear el producto para

precalentar los reactivos, no debe olvidarse la necesidad de una fuente auxiliar para la

puesta en marcha. Este tipo de precalentamiento resulta energeticamente interesante

pero, desde el punto de vista de control, puede afectar negativamente a la estabilidad

de la temperatura del reactor.

En el caso de reactores tubulares se va a controlar la temperatura de entrada al reactor.

Para conseguir un buen control del perfil de temperaturas durante la reaccion, se pueden

disponer en serie varios reactores con enfriamiento intermedio (Figura 16). Cada uno

de los lechos opera adiabaticamente, con una temperatura de entrada suficientemente

baja para que no se complete la reaccion. Esta disposicion tambien es util en reacciones

exotermicas reversibles en las que el aumento de temperatura provoca que la reaccion

alcance el equilibrio. La conversion se detiene en el equilibrio y no se reanuda hasta que


Figura 14: Control de temperatura manipulando el caudal de reciclo

la mezcla en reaccion se enfrıa en los intercambiadores de calor intermedios.

Cuando tenemos el esquema anterior, se crea un objeto de la clase SERIE y de tipo

interc. La regla r-20 establece que se controle la temperatura de entrada de cada uno

de los reactores de la serie y, posteriormente, esa temperatura se controlara con la regla

correspondiente al control de los intercambiadores.

Otro metodo para controlar sistemas de reactores tubulares es el de la Figura 17. El

efluente de cada lecho adiabatico se enfrıa introduciendo reactivos frıos. En este caso

tambien se crea un objeto de la clase SERIE pero de tipo inyec y el control se efectua

ejecutando la regla r-21.

Una tecnica similar se aplica en los reactores de polietileno de baja densidad que operan

a altas presiones. La velocidad de reaccion se controla inyectando iniciador en puntos

determinados a lo largo del reactor. La estructura de control (Figura 18) se establece por

la ejecucion de la regla r-9.

b) Reactores endotermicos: En el caso de reacciones endotermicas, el punto de corte entre

la recta de aporte de calor y la curva de demanda siempre es unico porque ambas curvas

tienen pendientes contrarias y, por tanto, siempre vamos a tener condiciones estables


Figura 15: Refrigeracion mediante enfriamiento del contenido del reactor.

Figura 16: Serie de reactores tubulares con refrigeracion intermedia mediante intercambiadores

(Figura 19). Esto quiere decir que el control sera mas estable y facil, pero no que no sea

necesario porque habra oscilaciones en funcion de las perturbaciones.

Si el aporte energetico se hace mediante un fluido calefactor, al variar el caudal de este

fluido se modificara el coeficiente global del intercambio y, por tanto, la pendiente de la

recta. Si el aporte se hace con vapor (Figura 20), la accion de la valvula de control se

traduce en una reduccion de la presion y, por tanto, de la temperatura de condensacion

y, en definitiva, de la abscisa en el origen de la recta representativa del aporte de calor (la


Figura 17: Serie de reactores tubulares con refrigeracion intermedia mediante inyeccion de reactivos

Figura 18: Control de temperatura en reactores tubulares manipulando la velocidad de reaccion

estructura de control se obtiene por la ejecucion de la regla r-endot-a). Otro metodo para

el control de la temperatura es modificar el area de intercambio de calor en la camisa del

reactor. Este control por inundacion parcial se muestra en la Figura 21 y lo efectua la

regla r-endot-b.

2. Control de la tasa de produccion: En general, la velocidad de reaccion depende de la

energıa de activacion y de la temperatura de una forma exponencial:

r = Af ∗ e(−Ea/R∗T ) ∗ f(Ci) (3)

Desde un punto de vista de control, la energıa de activacion determina hasta que punto la

temperatura tiene un papel dominante en el reactor: las velocidades de reaccion de las reaccio-

nes con energıas de activacion elevadas aumentan mas rapidamente con la temperatura que

las de las reacciones con bajas energıas de activacion.

La temperatura tiene normalmente un papel dominante en la velocidad de reaccion pero no es

la unica variable que aparece en la expresion de la velocidad. Tambien influyen en la velocidad


Figura 19: Reaccion endotermica: equilibrio termico.

las concentraciones de las especies que reaccionan, segun una funcion f(Ci) que puede ser muy

sencilla o muy complicada. Para el control es importante conocer la cinetica para saber que

componentes tienen mayor influencia en el comportamiento del reactor. Por ejemplo, los com-

ponentes que aparezcan en la expresion cinetica con un exponente distinto de cero tendran

una influencia directa y predecible, especialmente a bajas concentraciones. Pero, incluso los

componentes que no aparecen en la expresion de la velocidad de reaccion (inertes) tambien

influyen indirectamente en la velocidad porque influyen en las concentraciones de los reactivos.

Este efecto secundario es mucho menos predecible en sistemas multicomponentes.

En la mayorıa de las expresiones cineticas, los componentes dominantes son los reactivos. En

ocasiones hay reacciones dominadas por un producto y estas reacciones se llaman autocatalıti-

cas.

Un ejemplo simple de una reaccion autocatalıtica serıa:

A + 2B → 3B + C,

con una expresion cinetica:

r = k ∗ C2B ∗ CA. (4)

Como se produce un mol extra de B por cada dos moles consumidos y la velocidad es altamente

dependiente de la concentracion de B, el producto domina el comportamiento del reactor, espe-

cialmente a bajas concentraciones. Para fijar la tasa de produccion se determina que variables

dominan la productividad del reactor y que variable manipulada es la mas adecuada para

controlar la produccion. Estos cambios solo se pueden producir modificando, directa o indi-


Figura 20: Control de reactores endotermicos (I)

rectamente, las condiciones en el reactor.

Para aumentar la tasa de produccion hay que aumentar las velocidades de reaccion (aumen-

tando la temperatura, aumentando la concentracion de reactivos, la presion del reactor en

reactores en fase gaseosa, etc).

Se debe controlar una variable dominante. Como ya se ha dicho, la temperatura normalmente

es una variable dominante. En reacciones irreversibles, las velocidades aumentan exponen-

cialmente con la temperatura. Por tanto, si no estamos limitados por bajas concentraciones

de reactivos, podemos aumentar la temperatura para aumentar la tasa de produccion de la

planta.

En reacciones exotermicas reversibles, donde las constantes de equilibrio disminuyen al au-

mentar la temperatura, la temperatura puede seguir siendo una variable dominante. Si en el

reactor se alcanza el equilibrio quımico a la salida, podemos disminuir la temperatura para

aumentar la produccion.

Hay situaciones en las que la temperatura no es una variable dominante o en las que la tem-

peratura no se puede modificar por razones de seguridad o de selectividad. En estos casos hay

que encontrar otra variable dominante, como la concentracion de reactivo limitante, caudal de


Figura 21: Control de reactores endotermicos (II)

catalizador, tiempo de residencia en el reactor, presion del reactor o velocidad de agitacion.

Una vez identificadas las variables dominantes, hay que identificar las variables manipuladas

(valvulas de control normalmente) que son mas adecuadas para controlarlas.

Interesa seleccionar una variable que tenga el menor efecto posible en la seccion de separacion

pero que tenga un efecto rapido y directo en la velocidad de reaccion. Tambien hay que tener

en cuenta que no podemos superar ninguna restriccion.

Cuando se manipula el setpoint de una variable dominante para controlar la produccion de

la planta, la estrategia de control debe asegurar que se alimentan las cantidades necesarias de

reactivos frescos.

Cuando tenemos que satisfacer una determinada demanda o tenemos limitada la alimentacion

de algun reactivo hay que ajustar el setpoint de la variable dominante en base a la tasa de

produccion que ha sido especificada externamente.

En la mayorıa de los sistemas de reaccion hay una reaccion principal, mediante la que se ob-

tienen los productos deseados, y varias reacciones secundarias que dan lugar a subproductos.

La velocidad especıfica de produccion o de consumo de un determinado componente depende

de la estequiometrıa de ese componente en cada reaccion y de las velocidades de las reacciones.

Por tanto, para una estequiometrıa dada, la capacidad para controlar la produccion o el con-

sumo de uno de los componentes del reactor depende de la capacidad para influir en las


distintas velocidades. Esto, como ya se ha visto, se reduce a controlar la temperatura del reac-

tor y/o las concentraciones de los componentes dominantes. Ocasionalmente se manipulara

el nivel del reactor (si el reactor es en fase lıquida) o la presion (reactores en fase gas) para

controlar la produccion total.

El sistema experto (regla tasa) selecciona la variable para fijar la tasa de produccion cuando

no tenemos una determinada demanda ni limitaciones en el suministro de reactivos. Se tienen

en cuenta los siguientes criterios:

Si la reaccion es autacatalıtica, se controla la concentracion de entrada al reactor.

Si las reacciones son irreversibles y hay servicios auxiliares en el reactor, se controla la

temperatura de salida.

Si las reacciones son irreversibles, no hay servicios auxiliares y el reactor es tubular se

controlara la temperatura de entrada al reactor.

Si la reaccion es irreversible, no hay servicios auxiliares y el reactor es CSTR se controla

el nivel o la presion.

Si la reaccion es exotermica y reversible y se alcanza el equilibrio en el reactor, se dis-

minuye la temperatura para aumentar la conversion.

Si la reaccion es reversible y no se alcanza el equilibrio se controlara la concentracion de

entrada al reactor.

3. Control de la composicion: Si las reacciones son simultaneas,se buscan los reactivos co-

munes y los que son distintos. Dependiendo de la relacion en que se encuentren estos reactivos

no comunes se verificara mas una reaccion que otra. Por ejemplo, en el proceso Tennessee

Eastman hay 2 reacciones simultaneas: A + C + D → G y A + C + E → H. Si hay mas D

que E se produce mas G que H. Para conseguir una determinada proporcion entre G y H hay

que mantener una determinada relacion entre las alimentaciones de D y E, pero, como puede

haber variaciones el la composicion de las alimentaciones de estos reactivos no comunes, se

ajustara esa relacion en funcion de la composicion de salida del reactor.

En reacciones consecutivas (del tipo A + B → C + D y B + D → E) la proporcion entre pro-

ductos depende del reactivo comun. Por tanto, el caudal de este reactivo se ajusta en funcion

de la composicion de salida del reactor.

En reacciones del tipo A + B → productos, no se puede controlar el caudal de una corriente

a no ser que haya conversion completa de uno de los reactivos. Si hay una variacion en la

composicion de una de las corrientes de alimentacion de reactivo (por ejemplo disminuye la

proporcion de A y aumenta la de una impureza) se producen menos productos y queda B sin


reaccionar que se va acumulando. Si un reactivo se convierte totalmente en el reactor y la

tuberia de alimentacion de ese reactivo al proceso no tiene vavula, se controla el caudal de esa

corriente.

El resto de las entradas de reactivos se pueden usar para controlar niveles o presiones. Las

que no se usen para esto, se van a manipular para controlar la composicion de ese reactivo en

el reciclo (si hay), evitando su acumulacion, o para controlar su composicion en la salida del

reactor (hay que minimizar perdidas de reactivos). Por seguridad, es mas importante que no

se acumule el reactivo en el proceso que la especificacion del producto.

Las reglas correspondientes son: 1r, r-simult, r-consecutivas y r-reactivos.

4. Control del nivel del reactor: El nivel se va a controlar en reactores de tipo CSTR. Puede

haber varios casos y en cada uno el control sera distinto:

Cuando un reactivo esta en fase lıquida y la salida y el resto de reactivos estan en fase

vapor, el nivel se controla manipulando la entrada del reactivo lıquido.

Si no hay ningun reactivo lıquido y tampoco hay salida en fase lıquida, pero se produce

lıquido en el reactor, se controla el nivel manipulando la entrada del reactivo que da lugar

al producto mas pesado.

Si el reactor tiene salida en fase lıquida y la tuberıa correspondiente no tiene valvula, se

controla el nivel manipulando la salida de lıquido.

Si no hay salida en fase lıquida o ya se ha empleado esa corriente para controlar alguna

variable, se controla el nivel manipulando alguna de las entradas lıquidas al reactor (la

que tenga mayor caudal).

Las reglas correspondientes son: nivel, nivel1 y nivel2.

5. Control de temperatura y composicion en reactores tubulares Cuando tenemos un

reactor tubular catalıtico, la temperatura de entrada la vamos a modificar en funcion de la

composicion de salida (para tener en cuenta la perdida de actividad del catalizador).

Si tenemos un reactor catalıtico en el que hay que evitar puntos calientes, la temperatura

de entrada se modifica en funcion de la composicion de salida y de la temperatura maxima

que se alcanza en el reactor (Figura 22). Si el reactor es catalıtico pero no tenemos ninguna

especificacion sobre la temperatura maxima del reactor, se modifica la temperatura de entrada

en funcion de la composicion de salida (Figura 23). Si no hay catalizador en el reactor pero

hay que evitar puntos calientes, la temperatura de entrada se modifica para no superar la

restriccion de temperatura maxima (Figura 24). La regla (reactor-tub) se ejecuta en cuanto se

pone un controlador de temperatura en la corriente de entrada al reactor tubular.


Figura 22: Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la com-

posicion de salida y de la restriccion de temperatura maxima

Figura 23: Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la com-

posicion de salida

6. Control de presion: Muchas reacciones requieren efectuar un control de presion simultanea-

mente con el de temperatura porque ambas variables pueden ser independientes y la presion

afecta al rendimiento y selectividad de la reaccion.

Si hay que controlar la presion de alguna de las unidades (reactores u otro tipo de unidades)

por las que pasa una corriente en la que se reciclan componentes gaseosos, esa presion se

controla actuando sobre alguna de las entradas del proceso en fase vapor o, si hay un conden-

sador que pertenezca al reciclo, actuando sobre lo que condensa (se manipula el caudal de la

corriente auxiliar de entrada del reactor). Este caso corresponde a la regla rec-gas-2.

Si a un reactor se recicla una corriente lıquida (regla P-liq) y no se recicla una corriente en

fase vapor, controlaremos la presion del reactor cuando haya salida en fase vapor. La presion

se va a controlar actuando sobre la cantidad de vapor. Si hay un condensador a continuacion

del reactor, la presion se va a controlar modificando lo que condensa: si no hay valvula a la


Figura 24: Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la re-

striccion de temperatura maxima

salida del condensador, se manipula el caudal de salida del condensado y si hay valvula, se

manipulara el caudal de agua de refrigeracion. Si no hay condensador se manipulara la salida

de vapor para controlar la presion del reactor. La presion tambien se va a controlar cuando el

reactor sea en fase lıquida pero tengamos que mantener la presion en un valor determinado

por una especificacion del proceso (se actuara sobre la entrada o sobre la salida del reactor).

En el caso de reactores en los que no hay reciclos de corrientes, la presion se va a controlar:

Cuando solo haya un reactivo en fase vapor y el resto de reactivos y la salida del reactor

esten en fase lıquida. En este caso (que se tiene en cuenta en la regla presion-reactores),

el control de la presion sirve para controlar el inventario de ese reactivo en el proceso. La

presion se controla manipulando la cantidad de reactivo que entra al reactor.

Cuando la reaccion transcurra en fase vapor (reglas presion-reactores1 y presion-reactores-

3 ).

Cuando tengamos que mantener la presion en un cierto valor para cumplir uno de los

objetivos de control (regla presion-reactores2 ).

Si en un reactor se diluye una corriente gaseosa en un disolvente lıquido no se va a poder

controlar la presion del reactor manipulando la entrada del reactivo en fase vapor porque,

si aumenta la cantidad de este reactivo, no va a aumentar la presion en el reactor ya que,

mientras el disolvente siga admitiendo mas soluto, el reactivo se va a disolver. Por tanto, no

se controla la presion del reactor (regla dilucion).


7. Sistemas reactor-intercambiador FEHE: Un intercambiador FEHE es aquel en el que

se precalienta la alimentacion del reactor con el efluente del mismo. Cuando se tiene el es-

quema de la Figura 25, el objetivo del quench es evitar la formacion de subproductos en el

intercambiador. Por tanto, hay que controlar la temperatura de la corriente de entrada al

intercambiador manipulando el caudal de la corriente de quench. Este caso se tiene en cuenta

en la regla FEHE.

Al ejecutar la regla, se supone que el diseno del intercambiador FEHE es adecuado, es decir,

que su tamano es pequeno para que no se recicle al reactor el calor y para que el horno este

en funcionamiento todo el tiempo. Si el FEHE fuera grande, serıa necesario hacer un bypass

para controlarlo adecuadamente.

Figura 25: Sistema reactor-FEHE

Desde el punto de vista del control a nivel de planta se pueden distinguir tres casos:

1. Todas las variables dominantes se controlan a nivel de la unidad con variables manipuladas

locales al reactor: en este caso, se eliminan interacciones con el resto de la planta.

2. Algunas variables dominantes se controlan a nivel de la unidad: en este caso, la estructura

de control de la planta debe proporcionar un control indirecto sobre el resto de variables

dominantes.

3. El reactor no se controla a nivel de la unidad: todas las variables dominantes de la planta

estan influenciadas por las acciones de los controladores situados en otros lugares de la planta

y esos controladores tienen que proporcionar un control indirecto de todas o de la mayorıa de

las variables dominantes.


4.3.2. Eliminacion de calor e integracion energetica

Hay que asegurar que las perturbaciones energeticas no se propagan a lo largo del proceso y

para conseguir esto se transfiere la variabilidad del proceso al sistema de servicios auxiliares de la

planta.

Hay que proporcionar un sistema de control que elimine del proceso el calor de las reacciones ex-

otermicas. Si este calor no se elimina directamente mediante el sistema de servicios auxiliares del

reactor, se puede usar en otras unidades del proceso pero, al final, tiene que terminar transfirien-

dose a los servicios auxiliares (hay que asegurar que el calor del reactor exotermico se disipa y no

se recicla).

Hay que analizar los intercambiadores de calor entre corrientes de proceso y las operaciones donde

exista integracion energetica para determinar si hay suficientes grados de libertad para el control.

La transferencia de calor entre corrientes de proceso puede crear interacciones importantes e incluso

inestabilidad. Cuando en un intercambio de calor entre corrientes de proceso hay condensacion par-

cial o evaporacion parcial, las perturbaciones pueden amplificarse debido al calor de vaporizacion y

a los efectos de la temperatura.

Por ejemplo, si la temperatura de la alimentacion a una columna de destilacion se controla ma-

nipulando el caudal de vapor en un precalentador y la corriente que sale del precalentador esta

parcialmente vaporizada, pequenos cambios en la composicion pueden resultar en grandes cambios

en la fraccion de corriente que se vaporiza (para la misma presion y temperatura) y esto afecta

negativamente al funcionamiento de la columna.

La integracion energetica de las columnas de destilacion con otras columnas o con reactores se usa

ampliamente en las plantas quımicas para reducir el consumo energetico. Sin embargo, esto puede

suponer un comportamiento dinamico complejo y un mal funcionamiento.

4.3.3. Reciclos

Desde un punto de vista dinamico, cuando todos los caudales del reciclo estan fijados por con-

troladores de nivel, puede haber grandes variaciones en estos caudales porque el inventario total

del sistema no esta regulado. El sistema de control intenta controlar el inventario en cada unidad

individual cambiando el caudal que llega a la unidad situada aguas abajo. Por tanto, en todos los

controladores de nivel hay perturbaciones procedentes de la unidad anterior y las perturbaciones se

propagan a lo largo del reciclo.

De este modo, cualquier perturbacion que tienda a aumentar el inventario total del proceso (como


un aumento en el caudal de alimentacion de reactivo) producira grandes aumentos en todos los

caudales del reciclo.

Por tanto hay que fijar un caudal en todos los reciclos de lıquido y esto se tiene en cuenta en la regla

reciclo-liq. Se fija el caudal de la corriente de entrada a la seccion de separacion o de la corriente de

entrada a la seccion de reaccion porque en ambos casos interesa tener unas condiciones constantes.

Una vez que se ha fijado un caudal en cada reciclo, hay que determinar que valvula debe ser ma-

nipulada para controlar cada variable de inventario. Estas variables incluyen todos los niveles de

lıquido (excepto en tanques de almacenamiento) y presiones de gases. Una variable de inventario

deberıa ser controlada con la variable manipulada que tenga mayor efecto sobre ella dentro de la

unidad pero al fijar un caudal en cada reciclo, se reducen las posibles variables manipuladas y a

veces no podemos elegir la valvula cuya eleccion resultarıa mas obvia para controlar el caudal en

esa unidad.

Por ejemplo, si el caudal de destilado de una columna de destilacion es grande comparado con el

reflujo, normalmente usaremos el destilado para controlar el nivel del acumulador de cabeza. Pero si

el destilado se recicla al reactor nos interesara controlar su caudal y para controlar el nivel del acu-

mulador de cabeza podrıamos actuar sobre el condensador o sobre la entrada de calor del hervidor.

Debido a esto podemos obtener esquemas de control que nunca se habrıan planteado considerando

aisladamente cada operacion unitaria.

En los reciclos de gas, normalmente se maximiza la velocidad de circulacion (limitada por la capaci-

dad del compresor) para conseguir la maxima selectividad. Esto lo hace la regla rec-gas-1.

4.3.4. Bombas

El control depende del tipo de bomba:

1. Bombas de desplazamiento positivo: La exactitud del control de caudal en maquinas de

desplazamiento positivo depende mas de la precision mecanica de la maquinaria (eliminacion

de holguras, retrocesos de valvulas, etc) y ausencia de solidos en suspension que puedan afec-

tar a los parametros anteriores, que del sistema de control en sı. En este tipo de bombas no

es posible, por las peculiaridades de sus curvas caracterısticas, la estrangulacion del caudal de

impulsion. Debido a esta misma consideracion todas las bombas de desplazamiento positivo

deben ir provistas de una valvula de seguridad que alivie la presion de la impulsion cuando

esta sobrepase los valores maximos permitidos (por motivo de una obturacion, por ejemplo).

El control del caudal proporcionado por estas bombas puede establecerse por diversos proce-


dimientos entre los que pueden destacarse los siguientes:

En maquinas alternativas se emplea la regulacion de la carrera o desplazamiento. Este

es el sistema habitual de las bombas dosificadoras, dotadas de un volante manual a

traves del que se efectua dicha regulacion. La accion sobre la carrera hace que el fluido

impulsado en cada embolada sea mayor o menor lo que resulta, a numero de emboladas

fijo, proporcional al caudal. En general, la manipulacion de la longitud de la carrera

puede ser manual, a traves del volante mencionado (regulacion en campo) o automatica,

a traves de un controlador.

En maquinas tanto alternativas como rotativas se emplea la regulacion de la velocidad,

del numero de emboladas o de la velocidad de giro respectivamente. La mayorıa de las

bombas alternativas dosificadoras disponen de un control dual de carrera y de velocidad.

En este caso hay que tener en cuenta que a mayor numero de emboladas menor sera

la fluctuacion del caudal, lo que, en general, resultara positivo desde un punto de vista

de proceso. En este sentido, conviene mantener la bomba al maximo de revoluciones y

ajustar el caudal con la carrera hasta donde sea posible. La regulacion de la velocidad

puede conseguirse mediante alguna de las siguientes soluciones:

• Utilizacion de motores de corriente continua: la regulacion de la velocidad es sencilla

en los motores de corriente continua. Sin embargo, su mayor precio y la incomodidad

de tener que alimentarlos a traves de transformadores y rectificadores, hacen que

esta solucion sea raramente utilizada.

• Utilizacion de un reductor mecanico de velocidad intercalado entre el eje del motor

y el de la bomba. Existe la posibilidad de dotar a dicho reductor de un servomotor

que permita su manipulacion a distancia.

• Utilizacion de un convertidor de frecuencia: la electronica de potencia a puesto a

disposicion de los sistemas de control la posibilidad de utilizar, a precio razonable

en pequenas-medianas potencias, los convertidores de frecuencia (dispositivos elec-

tronicos que, conectados a la red, proporcionan una tension y frecuencia de salida

variables y regulables en magnitud, manualmente o como respuesta a la salida de

un controlador). Esto permite convertir un motor de corriente alterna en un motor

de velocidad variable sin mas que conectarle a la red a traves de uno de estos con-

vertidores: el motor recibira una tension alterna pero de frecuencia modulable, con

lo que podra controlarse su velocidad. El precio y tamano se disparan para grandes

potencias pero, para las mencionadas pequenas y medianas potencias, se ha conver-

tido en el sistema de control de velocidad por excelencia (tambien en otros elementos


moviles como agitadores, dosificadores de solidos, etc).

En cualquier tipo de maquina se puede emplear la manipulacion del caudal del by-pass

(cuando exista). Esta solucion puede presentar el inconveniente de que la recirculacion

del lıquido bombeado provoque calentamiento y/o degradacion del mismo. Ademas, la

potencia consumida resultara mas elevada que con otras soluciones porque se mantiene

fijo el caudal de paso por la bomba, independientemente de las necesidades de proceso.

Sin embargo, este factor economico puede despreciarse en bajas potencias.

Accion todo-nada: El hecho de tener que controlar un proceso continuo no debe hacer

olvidar que, en ocasiones, este sistema puede ser el mas apropiado. Por ejemplo, cuando

hay que compensar perdidas de producto en un circuito cerrado, lo mas conveniente es

dejar fluctuar el nivel del deposito de acumulacion entre un mınimo, que arranca la bomba

de reposicion, y un maximo que la para. En el caso de que las cantidades a anadir sean

muy pequenas, puede resultar inconveniente o imposible acometer su automatizacion a

traves de un lazo de control convencional (con valvula neumatica y controlador).

2. Bombas centrıfugas: Debido a las peculiaridades de las curvas caracterısticas de las bombas

centrıfugas, estas permiten la variacion de su caudal hasta que la presion de impulsion se iguala

con la demandada por el sistema en que se hace funcionar, efectuandose ası un autocontrol.

Si se desease elegir un caudal distinto del que se hubiera seleccionado automaticamente hay

dos alternativas:

Modificar la perdida de carga del sistema para que el punto de funcionamiento se desplace

sobre la curva caracterıstica hasta el valor deseado de caudal.

Modificar la velocidad de giro del rodete (cambiara la curva caracterıstica de la bomba)

hasta que se localice una velocidad tal que su curva caracterıstica corte a la curva del

sistema en el punto deseado.

Las bombas de pequeno tamano (potencia) suelen estar accionadas a velocidad fija, de forma

que el sistema de control habitual es el primero, materializado en la estrangulacion de la tu-

berıa de impulsion mediante una valvula manual o automatica (nunca se debera estrangular

la aspiracion para evitar problemas de cavitacion). Si la impulsion se cierra totalmente, la

potencia hidraulica es cero pero la bomba, al continuar girando, sigue absorbiendo potencia

del accionamiento aunque con rendimiento nulo. Esa energıa se consume, en parte, en forma

de calor (debido a los rozamientos) lo que hace aumentar la temperatura del fluido. Este factor

puede llegar a ser muy importante en algunos procesos, bien por su peligrosidad en productos

sensibles a la temperatura (que puedan degradarse o explotar) o por su utilidad (puesta en


marcha del circuito de refrigeracion de un reactor nuclear).

La variacion de la velocidad de giro, que puede llevarse a cabo mediante los mismos procedi-

mientos descritos para las maquinas de desplazamiento positivo, solo resulta economicamente

justificada en el caso de bombas centrıfugas de gran tamano en las que el ahorro de la potencia

hidraulica desaprovechada por el procedimiento de la estrangulacion de la impulsion llega a

compensar el coste de los elementos de variacion de velocidad.

En el sistema experto se consideran las bombas centrıfugas y si hay una valvula en la aspiracion

de una bomba se cambia a la impulsion. Tambien se coloca un manometro en la impulsion de cada

bomba. La regla correspondiente es bomba.

4.3.5. Columnas de destilacion

Las columnas de destilacion son las unidades mas empleadas en procesos de separacion. Su

control presenta una serie de dificultades:

Al ser procesos multietapa pueden presentar grandes tiempos muertos y esto supone una

respuesta lenta a la accion de control.

Son procesos con frecuencia altamente no lineales en los que existen interacciones dinamicas

complejas que dan lugar a interacciones entre lazos.

Son sensibles a muchas perturbaciones (caudal, composicion y entalpıa de la alimentacion,

condiciones ambientales, servicios auxiliares, etc).

Es una operacion altamente consumidora de energıa.

Se han de conseguir especificaciones estrictas en los productos y esto resulta complejo porque

en muchas ocasiones hay que acudir al control indirecto, inferido con la temperatura.

En orden de prioridad, pueden establecerse los siguientes objetivos de control de la destilacion:

Asegurar una operacion segura y estable: Deben atenderse el balance de materia, el de energıa

y el control de la presion.

Satisfacer las limitaciones del equipo: Los niveles del recipiente de cabeza y del fondo de la

torre deben ser mantenidos dentro de unos lımites.


Control de calidad del producto: Uno o ambos productos.

Minimizar la propagacion de perturbaciones.

Maximizar beneficios:

• Maximizar la recuperacion de los productos mas valiosos.

• Minimizar la propagacion de las perturbaciones.

Normalmente, el control de la composicion se efectua a base de inferir el valor de la concentracion de

producto a partir de una temperatura y suponiendo una presion de trabajo en la columna constante.

Este sistema presenta como principales ventajas su gran economıa, facilidad y rapidez de respuesta.

Sin embargo, presenta como inconvenientes los siguientes problemas potenciales:

1. La variacion de la composicion de los componentes no clave puede afectar a la dependencia

composicion-temperatura.

2. La sensibilidad para determinadas especificaciones puede ser insuficiente.

3. Resulta dependiente de la localizacion del punto de toma de temperatura.

4. La relacion entre la composicion y la temperatura no es lineal.

5. Las variaciones en la presion de la columna afectan a la relacion entre la composicion y la

temperatura.

Dependiendo del tipo de columna el control sera diferente:

1. Columnas normales de destilacion, columnas de purga, columnas de tipo super-

fraccionador y columnas de regeneracion de disolventes: Cuando hay varias columnas,

el control se empieza por la que tenga menos grados de libertad (esto lo determina la regla

columnas0 ).

El nivel del acumulador de cabeza se puede controlar manipulando la corriente de destilado, la

corriente de reflujo, la corriente de entrada de vapor al hervidor, la alimentacion en fase vapor

a la columna o alguna entrada del proceso. Esto se decide en funcion de las corrientes que se

puedan manipular porque no se hayan utilizado para controlar otras variables del proceso y

del caudal de estas corrientes.

El nivel de fondo se controlara manipulando la corriente de fondo de la columna, la entrada de

vapor al hervidor, la alimentacion lıquida, alguna entrada del proceso o la corriente de reflujo.


El reflujo se usa muy raramente para controlar el nivel de fondo: la columna tiene que tener

menos de treinta platos y el tiempo de residencia en el fondo tiene que ser superior a diez

minutos.

Para controlar la composicion de cabeza podemos actuar sobre la corriente de destilado, la

corriente de reflujo o la entrada de vapor al hervidor.

La composicion de fondo se controla modificando la corriente de fondo, la entrada de vapor al

hervidor o la corriente de reflujo.

Si en una columna se purga la corriente de fondo, esta corriente y la corriente de reflujo van

a tener poco caudal y no se pueden emplear para controlar los niveles.

En las columnas de tipo superfraccionador se separa una mezcla con baja volatilidad relativa,

de modo que la columna tiene muchos platos y opera con una alta relacion de reflujo. Por

tanto, sera mejor controlar el nivel de cabeza con la corriente de reflujo que con el destilado.

En las columnas de regeneracion de disolventes, al operar en circuito cerrado, las perdidas

seran pequenas normalmente y puede que no sea necesario controlar el nivel de fondo.

Como resultado del establecimiento de la estructura de control, los dos niveles pueden resultar

controlados mediante las dos corrientes de productos (esta estrategia se denomina control de

balance de materia indirecto) y tambien puede ocurrir que una salida este controlada por nivel

y la otra por composicion (control de balance de materia directo).

Los puntos que favorecen el control de balance de materia directo son:

Alta relacion de reflujo.

Trastornos del balance de energıa (control de reflujo interno automatico).

Interaccion entre lazos de control de calidad.

Gran pureza del producto.

Pequena retencion del recipiente de reflujo/fondo.

Muy pequeno caudal de producto.

Los puntos que favorecen el control de balance de materia indirecto son:

Baja relacion de reflujo.

Trastornos por cambios en la alimentacion.

Alta retencion del recipiente de reflujo/fondo.

Las columnas con una extraccion lateral se usan muy frecuentemente en casos en los que hay

un componente principal B con cantidades muy pequenas de un componente mas ligero A y

de un componente mas pesado C.


Se controlan 3 composiciones: la cantidad de B en el destilado, en la extraccion lateral (esta

composicion se controla manipulando el caudal de la extraccion) y en la corriente de fondo.

La extraccion lateral sera lıquida normalmente cuando haya menos A en la alimentacion que

B o C y sera en fase vapor cuando haya menos C en la alimentacion que A o B. Normalmente

solo se controla la composicion de una de las corrientes (cabeza o fondo) para evitar problemas

de acoplamiento entre los lazos de control, pero si la otra corriente forma parte de un camino

que llega al reactor puede interesar controlar su composicion para que las condiciones de

reaccion permanezcan constantes. Las reglas composicion-2 y composicion-3 generan distintas

alternativas en funcion de las composiciones controladas.

El control de niveles y composiciones se tiene en cuenta en las reglas columna2, columna3 y

columna4.

2. Estabilizadores: Un estabilizador es un tipo de columna de destilacion en la que la ali-

mentacion contiene una pequena cantidad de un componente mucho mas volatil que el com-

ponente principal. El destilado es una pequena fraccion de la alimentacion y sale como vapor.

El esquema tıpico de control es el que se muestra en la Figura 26 y se establece tras la ejecucion

de la regla estab.

Figura 26: Control de estabilizadores (I)

El lazo de control de presion se establece mediante la ejecucion de la regla presion-2 : como el

condensador es un condensador parcial, se usa la salida de vapor para controlar la presion en

la columna. Las variaciones en el caudal de vapor normalmente son bastante significativas. Si

la corriente de vapor se alimenta a una unidad aguas abajo, la variabilidad del caudal puede


Figura 27: Control de estabilizadores (II)

suponer una perturbacion importante para esa unidad, de forma que no se conseguirıa un

buen control.

En este caso, el esquema de control mas adecuado es el de la Figura 27, en el que el destilado no

se emplea para controlar la presion. Con esta estructura, las perturbaciones energeticas en la

columna las absorbe el sistema de servicios auxiliares de la planta y el controlador de relacion

(ratio) proporciona cambios graduales en el caudal de reflujo y en el caudal del destilado vapor

(la estructura de control se obtiene ejecutando la regla estab1 ).

3. Strippers: En un stripper se eliminan compuestos ligeros de una corriente lıquida. Hay que

controlar la composicion y el nivel de fondo. Puede controlarse el nivel de fondo manipulando

la salida de la corriente de fondo, la entrada de lıquido o la entrada de vapor en el hervidor (y

si en el stripper se introduce tambien una corriente de vapor para ayudar a arrastrar ligeros

el nivel de fondo se podrıa controlar manipulando el caudal de esta corriente).

Para controlar la composicion, manipularemos la corriente de fondo (en realidad no se va a

usar porque si antes de empezar el control del stripper no hay valvula en la corriente de fondo

se va a usar la corriente de fondo para controlar el nivel y no la composicion), la entrada de

vapor o la corriente de vapor (si la hay) que se introduce para arrastrar ligeros.

Si el perfil de temperaturas en el stripper no es plano, la composicion de fondo se controla a

partir de la medida de la temperatura del plato sensible de fondo (control inferencial).

La regla correspondiente es stripper.


4. Rectificadores: En un rectificador se eliminan componentes pesados de una corriente en fase

vapor. Hay que controlar la composicion y nivel de cabeza y el nivel de fondo.

Para controlar el nivel del acumulador de cabeza se pueden manipular: la corriente de destilado,

la corriente de reflujo, la corriente de alimentacion en fase vapor a la columna o, en el caso

de que exista, la corriente de alimentacion en fase lıquida que se usa para ayudar a arrastrar

componentes pesados.

El nivel de fondo se puede controlar manipulando la corriente de fondo de la columna, la

alimentacion lıquida (cuando exista) o la corriente de reflujo.

Por ultimo, la composicion de cabeza se puede controlar manipulando la corriente de destilado,

la corriente de reflujo o la alimentacion lıquida a la columna (si existe).

Dependiendo del caso concreto, no todas las posibles corrientes manipuladas para controlar

las tres variables van a estar disponibles. Si para el control de una de las variables solo se

puede manipular una corriente el control se va a empezar por esa variable.

El control lo realiza la regla rectif.

5. Columnas de destilacion azeotropica: El decantador de cabeza se intenta controlar segun

las reglas correspondientes al control de decantadores que se comentan mas adelante. Si tras la

ejecucion de estas reglas uno de los dos niveles (el de la fase pesada o el nivel total de lıquido)

sigue sin estar controlado, se controlara manipulando la alimentacion de la columna o alguna

corriente de alimentacion al proceso cuya composicion coincida con la del lıquido cuyo nivel

se quiere controlar.

Tambien hay que controlar el nivel de fondo y esto se hace actuando sobre el caudal de

la corriente de fondo, sobre la alimentacion en fase lıquida de la columna o sobre alguna

alimentacion del proceso.

Normalmente habra que controlar dos composiciones y se emplearan la corriente de reflujo y

la corriente de entrada de vapor al hervidor.

La regla que realiza el control es dest-az.

A continuacion se presentan otros aspectos del control de la destilacion:

Control de la inundacion: Si en una columna existe una restriccion respecto a la maxima

perdida de carga, se va a controlar el riego actuando sobre el caudal del reflujo de la columna,

de la corriente de entrada de vapor al hervidor de la columna o de la corriente de entrada de

refrigerante al condensador de cabeza (Figura 28). Si disminuye el riego evitamos la inundacion

(podemos no tener la composicion que queremos pero es mas importante la seguridad). La

regla correspondiente es inundacion.


Figura 28: Control de la inundacion en columnas de destilacion

La operacion de la columna esta sujeta a restricciones hidraulicas. El fondo de la columna tiene

la mayor presion del sistema. Por tanto, hay un gradiente de presion negativo al ascender por

la columna. La caida de presion en cada plato depende del caudal de vapor y de la altura del

lıquido del plato. El lıquido debe descender por la columna y al descender existe un gradiente

positivo de presiones. Aprovechando la diferencia de densidad entre las fases lıquida y vapor,

se acumula suficiente lıquido para vencer la diferencia de presion estatica. Si el caudal de vapor

es demasiado elevado o si el caudal de lıquido es demasiado alto, la columna se inundara.

Tambien aparecen problemas cuando los caudales de lıquido o de vapor son muy bajos, ya que

el fraccionamiento no sera adecuado.

Control de la presion: Existen varios metodos para el control de la presion:

• Manipulacion del caudal de vapor saliente: es una accion rapida y directa sobre la presion

pero es necesario que exista un caudal neto permanente de vapores no condensados.

Si no existe condensador de cabeza, la presion se controla actuando sobre el caudal de

la corriente de cabeza (regla presion-1 ) y si hay un condensador parcial, se manipula

el caudal de la corriente de salida en fase vapor del acumulador. Si la salida de vapor

del acumulador parcial se divide, el control se hace en rango partido: la segunda valvula

(la que va a la antorcha) solo se abre cuando la otra esta totalmente abierta y sigue

aumentando la presion. Los casos correspondientes a la condensacion parcial se consideran

en la regla presion-2.

Si hay condensacion parcial pero la columna es de destilacion azeotropica, se actua sobre

el vapor de salida del decantador de cabeza (regla presion-6 ).

• Manipulacion de la carga termica del condensador: Dentro de este metodo, que debe


usarse cuando no existan incondensables, se distinguen otros dos:

1. Manipulacion del caudal de refrigerante: Si el refrigerante pasa de lıquido a vapor se

manipula la salida de vapor. Si el refrigerante no cambia de estado, se manipula la

entrada de refrigerante aunque puede haber problemas de depositos o abrasion si se

usa agua de refrigeracion. La regla que tiene en cuenta este caso es presion-3.

2. Inundacion parcial del condensador: Es el metodo mas rapido pero presenta el incon-

veniente de un cierto grado de subenfriamiento del reflujo. La regla correspondiente

a este metodo es presion-4.

• Manipulacion de la carga termica del hervidor: Debe usarse cuando ningun otro metodo

sea posible ya que resulta muy condicionado por la propia capacidad del condensador,

puede tener interferencias con los esquemas de control de calidad de producto y resulta

muy lento. Este metodo se tiene en cuenta en la regla presion-5.

4.3.6. Columnas de absorcion

La presion de una columna de absorcion se controla manipulando la corriente de salida de gas

o la corriente de entrada de gas.

Cuando no hay reciclo de lıquido, el nivel se controla con la corriente de salida de lıquido o con la

de entrada.

Si hay una restriccion respecto a la maxima perdida de carga y no hay valvula en la entrada

de lıquido, el caudal de entrada de lıquido se establece en funcion de la composicion en el gas

del componente que queremos eliminar o recuperar y de la perdida de carga (Figura 29). Si hay

restriccion respecto a la maxima perdida de carga pero no podemos manipular la entrada de lıquido,

se usa una alarma.

Si no tenemos ninguna restriccion respecto al valor maximo de la perdida de carga y no hay valvula

en la entrada de lıquido, el caudal de entrada de lıquido se va a establecer en funcion del que

entre de gas, ajustando esta relacion en funcion de la composicion del gas de salida (Figura 30).

En los dos ultimos casos, si la entrada de lıquido esta fijada pero la entrada de gas no, tambien se

puede establecer una relacion entre los caudales de estas corrientes en funcion de la composicion

de salida del gas (Figura 31). Cuando tenemos un reciclo de lıquido (Figura 32) y en el reciclo hay

un intercambiador, no se controla la temperatura de salida del intercambiador sino que tendremos

totalmente abierta la valvula de refrigerante porque interesa enfriar lo maximo posible (se absorbe

mas cuanto mas frıo esta el lıquido). En caso de tener reciclo de lıquido si es necesario controlar la

perdida de carga. Cuando hay reciclo de lıquido y se puede actuar sobre las corrientes de aporte y

de purga del mismo, se obtiene el esquema de control de la Figura 33. Cuando no se puede actuar


Figura 29: Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que hay una restriccion

respecto a la maxima perdida de carga

sobre la corriente de aporte, se obtiene el esquema de control de la Figura 34. Cuando no se puede

actuar sobre la corriente de purga, se obtiene el esquema de control de la Figura 35. Las reglas son

absorc y absorc2

4.3.7. Hornos

En realidad son reactores en los que los dos reactivos son el combustible y aire. La reaccion es

casi instantanea y la generacion de calor es alta.

Se usan todo tipo de combustibles y cuando se producen cambios en el combustible empleado hay

variaciones en el calor generado y esto produce grandes perturbaciones en la planta.

La temperatura de salida de la corriente que se calienta en el horno se controla ajustando el caudal

de combustible. El caudal de aire se fija en funcion del caudal de combustible. La relacion entre estos

caudales se ajusta en funcion de la senal de salida de un controlador de composicion que controla el

exceso de oxıgeno en el gas de combustion: el uso de mucho aire aumenta el consumo energetico pero

si se emplea demasiado poco puede haber problemas de contaminacion debido a una combustion

incompleta.

En el sistema de control hay que tener en cuenta que si en el horno se va acumulando combustible


Figura 30: Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que no hay restriccion

respecto a la maxima perdida de carga (I)

sin quemar y se anade aire, se produce una rapida explosion. De esta forma, cuando se necesite

mas combustible porque aumente la temperatura a la que hay que calentar la corriente de proceso,

primero aumenta el caudal de aire y luego aumenta el caudal de combustible porque el selector de

baja pasa la senal de baja desde el ”lag” al controlador del caudal del combustible, mientras que el

selector de alta pasa la senal de alta al controlador del caudal de aire. Cuando se necesita menos

combustible, el caudal de combustible disminuye primero y luego disminuye el caudal de aire.

En el sistema experto, la regla horno establece el sistema de control de la Figura 36.

4.3.8. Decantadores

En un decantador hay dos fases lıquidas y, por tanto, hay que controlar el nivel total de lıquido y

el nivel de la interfase. Esto requiere medir los dos niveles. Medir el nivel de la interfase entre lıquido

y vapor normalmente es facil porque la diferencia entre la densidad de las dos fases es grande. Sin

embargo, la diferencia de densidad entre dos fases lıquidas es relativamente pequena y esto puede

hacer difıcil la medida del nivel de la interfase.

El nivel de la interfase lıquido-lıquido depende solo del caudal de corriente lıquida pesada que sale,


Figura 31: Control de columnas de absorcion sin reciclo de lıquido en las que no hay restriccion

respecto a la maxima perdida de carga (II)

Figura 32: Posibles esquemas de recirculacion en columnas de absorcion

pero el nivel superior (nivel total de lıquido) depende de los dos caudales de salida (el de la corriente

ligera y el de la corriente pesada). Con este esquema (Figura 37) se elimina la interaccion entre los


Figura 33: Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (I)

dos lazos y es el esquema que se obtiene tras la ejecucion de la regla dec.

En los decantadores se van a controlar los dos niveles siempre que se pueda (aunque haya casos en

que solo sea necesario controlar uno). Si una de las salidas no se puede manipular, se usa la otra (si

no tiene valvula) para controlar el nivel correspondiente (regla dec). Si se ejecutan la regla dec2 o

la regla dec3, se empleara la corriente de entrada al decantador para controlar uno de los niveles.

Si despues de la ejecucion de estas reglas queda alguno de los niveles sin controlar, se controlara

mediante otras reglas del sistema experto.

La presion solo se controla cuando tenemos una especificacion sobre su valor (no se controla si hay

salida de gas pero no hay especificacion sobre la presion). Si hay salida gas y no tiene valvula, la

presion se controla manipulando esa corriente. Este es el caso que se tiene en cuenta en la regla

dec1. Los demas casos se tendran en cuenta con otras reglas. Si hay salida gas pero tiene valvula

(y no esta totalmente abierta) o si no hay salida de gas, para controlar la presion habra que actuar

sobre la temperatura. Si la corriente de salida de gas tiene caudal maximo es porque pertenece a

un reciclo y en este caso se actuara sobre las entradas de gas que influyan en el reciclo o sobre las

purgas del reciclo.


Figura 34: Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (II)

4.3.9. Sistemas de refrigeracion

Si un proceso requiere temperaturas menores que las que se consiguen con agua de refrigeracion

(menores que 100 F), hay que usar un sistema de refrigeracion. La Figura 38 muestra un sistema

de refrigeracion por compresion que utiliza un motor de velocidad constante para hacer funcionar

el compresor. Por tanto, el control del compresor se efectua por estrangulacion de la aspiracion.

La temperatura de la corriente que se enfrıa se mantiene empleando un esquema de control en

cascada. La presion del refrigerante en ebullicion se controla manipulando la valvula de vapor. El

controlador de temperatura ajusta el setpoint del controlador de presion. Se anade refrigerante

lıquido al vaporizador para mantener el nivel. Este esquema de control se establece mediante la

ejecucion de la regla refrig.-1.

La Figura 39 muestra un sistema de refrigeracion por compresion en el que el compresor funciona

mediante una turbina de velocidad variable. El controlador de temperatura ajusta el setpoint del

controlador de velocidad de la turbina, que manipula el caudal del vapor de alta presion. Este

esquema de control se establece mediante la ejecucion de la regla refrig.-2.

La Figura 40 da un esquema de control (que se establece mediante la ejecucion de la regla refrig.-3 )

para una planta de refrigeracion por absorcion que usa amonıaco como refrigerante. El amonıaco

se produce como destilado en una columna de destilacion que opera a alta presion, de forma que


Figura 35: Control de columnas de absorcion con reciclo de lıquido (III)

pueda usarse agua de refrigeracion en el condensador de cabeza. El amonıaco lıquido se alimenta a

un evaporador que opera a baja presion y el amonıaco en ebullicion enfrıa la corriente de proceso.

El amonıaco vapor se absorbe en una corriente de agua (licor debil) y el licor fuerte se alimenta a

la columna de destilacion para separar el agua y el amonıaco.

El esquema de control contiene los siguientes lazos:

1. La temperatura de la corriente que se enfrıa se controla ajustando el setpoint del controlador

de nivel del evaporador (variando el area de transferencia de calor se cambia la velocidad de

transferencia de calor).

2. El caudal de la corriente de agua que se usa para absorber el amoniaco vapor se fija en funcion

del caudal de amoniaco.

3. El nivel del fondo de la columna se controla manipulando la alimentacion a la columna.

4. El perfil de temperaturas se controla manipulando la entrada de vapor al hervidor.

5. El nivel del acumulador de cabeza se controla manipulando el caudal de reflujo.

6. La presion de cabeza se controla actuando sobre el caudal de agua de refrigeracion en el

condensador (este ultimo lazo se establece mediante la ejecucion de otra regla).


Figura 36: Esquema de control de hornos.

Figura 37: Esquema de control de decantadores.

4.3.10. Depositos

En un deposito de almacenamiento, las salidas se van a poder manipular como si fueran en-

tradas de proceso porque estos depositos actuan como pulmon y no hay que controlar su nivel (reglas

deposito0 y deposito1 ).


Figura 38: Esquema de control de sistemas de refrigeracion (I).

Figura 39: Esquema de control de sistemas de refrigeracion (II).

Si las entradas del deposito de alimentacion son entradas de proceso, no se van a poder manipular

para controlar ningun nivel de la planta (regla deposito2 ).

Si es un tanque de almacenamiento no se controla el nivel. Solo hay que vigilar que el nivel no

descienda por debajo de un mınimo (se rellena con una cisterna cuando esta proximo al mınimo).

Si es un deposito intermedio, el nivel se controla manipulando alguna de las entradas o de las salidas

(es mejor utilizar la corriente de mayor caudal).

Si en el deposito hay una corriente de servicios auxiliares, se busca si uno de los objetivos de control

es mantener la temperatura por debajo de un maximo, por encima de un mınimo o en un valor

determinado. Si no hay ningun objetivo de control referente a la temperatura del deposito, se con-

trola la temperatura pero el setpoint del controlador va a poder modificarse. Si hay que mantener la

temperatura por encima de un mınimo, se abre la valvula correspondiente a la corriente de servicios

auxiliares cuando se baja de un cierto valor y se cierra cuando se recupera un valor normal. Si hay


Figura 40: Esquema de control de sistemas de refrigeracion con absorcion.

que mantener la temperatura por debajo de un maximo, se abre la valvula correspondiente a la

corriente de servicios auxiliares cuando se supera un cierto valor y se cierra cuando se recupera un

valor normal. Como la presion es la presion de vapor correspondiente a la temperatura del deposito,

Figura 41: Control de temperatura en un deposito (A) y mantenimiento de la temperatura entre

ciertos lımites (B).

tener una especificacion referente a la temperatura va a ser lo mismo que tener una especificacion

sobre la presion.

El esquema correspondiente al control del nivel y de la temperatura, se establece mediante la eje-

cucion de la regla deposito3.

4.3.11. Vaporizadores

La presion se controla si entre los objetivos de control se encuentra mantener la presion en un

determinado valor. La presion se puede controlar manipulando la salida de vapor, la entrada de la


corriente de servicios auxiliares (control en cascada) o la entrada de alguna corriente en fase vapor

(si hay alguna).

El nivel se puede controlar manipulando la entrada de lıquido de mayor caudal o el caudal de la

corriente de servicios auxiliares (de esta forma podemos actuar sobre la cantidad evaporada de

lıquido). Si hay entradas de vapor, el nivel tambien se puede controlar manipulandolas.

El control de la presion lo realiza la regla vaporizador-1 y el del nivel la regla vaporizador-2.

4.3.12. Intercambiadores de calor (intercambio termico por contacto indirecto)

El intercambio termico indirecto (a traves de una pared), es decir, en general en un intercam-

biador de calor, es una operacion compleja de controlar.

Existen muchas posibles variables manipuladas, varias maneras y localizaciones para medir las va-

riables de proceso y por otro lado se intenta optimizar el consumo energetico lo que, en conjunto,

afecta a la seleccion de las estrategias. Por otro lado, dado que frecuentemente tanto la demanda

de carga termica como las entalpıas de las corrientes entrantes pueden ser variables, la tendencia

es construir los cambiadores suficientemente holgados en su capacidad de atender solicitudes y en-

comendar al sistema de control la responsabilidad de ajustar las respuestas. Ademas la existencia

de incrustaciones progresivas hara ir variando paulatinamente el comportamiento del cambiador,

reduciendose su capacidad de intercambio y menguando la holgura mencionada hasta que llegue al

lımite admisible y haya que proceder a su limpieza, a partir de cuyo momento el ciclo se reinicia. El

sistema de control debera tambien adaptarse a estas circunstancias cambiantes.

En general y en teorıa, podrıa decirse que la variable controlada deberıa ser la carga termica. Sin

embargo, en la practica sera la temperatura de salida de uno de los dos fluidos la que se elija como

variable controlada dado que la carga termica no puede medirse (directamente). Solo se controla una

temperatura ya que para una temperatura de entrada dada, la carga termica (aportada o eliminada)

quedara definida por balance y la otra (respectivamente eliminada o aportada) ha de ser igual a la

primera (despreciando las perdidas al exterior).

La transferencia de calor por unidad de area de un fluido a otro a traves de una pared esta deter-

minada por la fuerza impulsora (diferencia de temperatura) y por la resistencia (coeficiente global

de transferencia):

Q = U ∗ A ∗∆Tm (5)

Por tanto el control de la carga termica puede efectuarse actuando sobre el coeficiente U, sobre el

area de intercambio A o sobre la diferencia de temperatura ∆Tm, entre los fluidos.

Aunque se considere que U y A se mantienen constantes la ecuacion anterior dispone de dos variables.

El objetivo de la mayorıa de los intercambiadores es el control de temperatura, que varıa con la


carga termica pero que, a su vez, afecta a la misma segun la expresion anterior.

Para cerrar el bucle son necesarias mas ecuaciones que relacionen la temperatura de los fluidos con

la carga termica. Un cambiador de calor involucra a dos fluidos cuya distribucion de temperaturas,

de la entrada a la salida, esta sujeta a cambios, afectando ambas temperaturas al valor de ∆Tm,.

Como caso generico puede considerarse el calor intercambiado entre dos fluidos, sin cambio de fase,

tal como muestra la Figura 42. El factor de diferencia de temperatura ∆Tm es estrictamente la

Figura 42: Intercambio termico de dos fluidos en contracorriente

diferencia logarıtmica media de temperaturas:

∆Tm =(Tc1 − Tf2)− (Tc2 − Tf1)

ln[(Tc1−Tf2)

(Tc2−Tf1)]

(6)

Dado que el calor cedido por una de las corrientes ha de ser igual al calor absorbido por la otra

(despreciando posibles perdidas termicas), los valores de las temperaturas de entrada y salida es-

taran relacionadas de acuerdo con las siguientes ecuaciones del balance entalpico (siendo c el calor

especıfico):

Q = mc ∗ cc ∗ (Tc1 − Tc2) = mf ∗ cf ∗ (Tf2 − Tf1) (7)

En conjunto se dispone de cuatro ecuaciones con cuatro incognitas: Q, ∆Tm, Tc2 y Tf2, pudiendose

resolver simultaneamente.

En general, una de las corrientes del intercambio sera independiente, es decir, no manipulable (la

caliente en el ejemplo), y condiciona la carga del cambiador. La otra corriente (la frıa en el ejemplo)

sera potencialmente manipulable y, supuestamente, permitira controlar la temperatura de salida

de la primera (la caliente). El problema que se desea resolver, estudiando las relaciones entre las

ecuaciones que rigen el intercambio, es la verificacion o no de la idoneidad de la variable manipulada

mencionada (caudal frıo) para conseguir controlar la temperatura de salida del fluido caliente. Para

dilucidarlo se debera analizar la relacion entre ambas variables (mediante la representacion grafica

de una frente a otra, por ejemplo).

De la resolucion del sistema de ecuaciones anterior se puede obtener la siguiente grafica (Figura 43),


en la que la ordenada depende de la variable controlada (el resto de parametros son constante en

las hipotesis del ejemplo) y la abscisa depende directamente del caudal de fluido frıo (asumiendo

en principio como constantes el resto de terminos: cf , U y A). Como parametro figura un termino

Figura 43: Variacion de la temperatura controlada con los caudales de fluido.

dependiente directamente del caudal de fluido caliente (asumiendo en este caso como constantes, en

principio, los terminos cc, U y A), es decir el parametro tendra un valor prefijado para cada caudal

de fluido caliente considerado como hipotesis de partida.

La pendiente de las curvas cambia con la temperatura y con el caudal de fluido caliente (parametro).

Cualquier recta horizontal sobre esta ultima figura representara las condiciones requeridas para el

control de temperatura. Como puede observarse, si se duplicase el caudal de fluido caliente, el caudal

de la frıa deberıa multiplicarse mucho mas para mantener la temperatura. En el lımite, cuando las

curvas tienden a ser horizontales el control sera imposible en la practica. Tras esto podrıa concluirse

no solo la no-idoneidad sino incluso la total ineficacia de una estrategia que basara el control de la

temperatura del fluido caliente en el caudal del frio. Sin embargo, pueden establecerse algunas otras

consideraciones que matizan, aunque no anulan totalmente, la anterior aseveracion. En efecto, en

los razonamientos anteriores se ha explicitado la consideracion de la constancia del coeficiente U

como una constante. Sin embargo, el coeficiente global de transferencia varıa con los caudales, al

menos en ciertos rangos, lo que mejora algo la controlabilidad del sistema. Suponiendo una relacion

lineal entre los coeficientes de pelıcula interior y exterior y los respectivos caudales (lo cual solo sera

estrictamente cierto hasta determinados valores del numero de Reynolds, a partir de los cuales los

coeficientes de pelıcula ya no se ven afectados por los caudales) la representacion de las relaciones

anteriores queda como indica la siguiente Figura 44, en la que, como se ha indicado, la controlabilidad

parece haber mejorado sensiblemente. La relacion entre las variables mas probable sera intermedia

de las dos graficas anteriores. El principal objeto de] analisis efectuado ha sido la demostracion de la

no-linealidad de las propiedades relacionadas con la transferencia de calor. Incluso bajo las hipotesis

mas favorables (estas ultimas), la manipulacion del caudal esta lejos de ser una accion satisfactoria

para el control de la temperatura. En cualquier caso, como puede deducirse de las curvas, el rango


Figura 44: Relacion entre temperaturas y caudales teniendo en cuenta la variacion de U con estos

de controlabilidad se restringe a condiciones de caudal de refrigerante relativamente bajo frente al

de fluido caliente. A partir de ciertos valores de caudal, el efecto de control tiende a reducirse hasta

casi ser nulo. Existen ademas algunas otras consideraciones de orden practico, por ejemplo el efecto

de ensuciamiento que las impurezas presentes en las corrientes de intercambio pueden ocasionar,

afectando con el tiempo al coeficiente de transferencia. Este ensuciamiento por incrustaciones de

solido sobre la pared de intercambio crece conforme disminuye la velocidad de paso, por lo que,

a menudo, conviene mantener esta por encima de cierto lımites. En el caso opuesto una excesiva

velocidad del fluido puede provocar vibraciones y una erosion acelerada que tambien es necesario

evitar. Si el fluido manipulado es agua de refrigeracion de torre, los problemas anteriores se agudizan

por la tendencia de esta a generar incrustaciones a baja velocidad y su agresividad a alta velocidad,

de forma que para este caso particular es altamente recomendable evitar la manipulacion del caudal

de fluido frıo. Para otros productos, a pesar de todo, existiran ocasiones en las que no quede otro

remedio que actuar sobre los caudales como metodo para controlar la temperatura de salida. En tales

casos debera utilizarse una valvula isoporcentual, para mantener la ganancia constante y dotada

de posicionador para que la respuesta sea lo mas rapida posible sin aumentar la inercia propia del

sistema de transferencia de calor en sı.

Una alternativa muy aconsejable consiste en efectuar un by-pass al cambiador con parte de la

corriente cuya temperatura se ha de controlar (el by-pass de la corriente refrigerante o calefactora

de la corriente de proceso resulta mucho menos eficaz). Este esquema permite al menos mantener una

velocidad de paso adecuada en el lado frıo, lo que, tratandose de agua de refrigeracion en circuito

cerrado, resulta muy conveniente por razones de proceso (erosion - ensuciamiento). La velocidad

de respuesta del sistema con by-pass tambien mejora respecto a la anterior alternativa, al ser los

tiempos muertos mucho menores en el caso de transferencia por contacto directo. El by-pass puede

implementarse mediante una valvula de tres vıas o mediante dos valvulas de dos vıas. Cuando se

utiliza una valvula de tres vıas, esta puede ser de bifurcacion o de mezcla (segun se instale antes

o despues del cambiador). El diseno de ambas valvulas es distinto por lo que habra de tenerse en


cuenta el esquema seleccionado antes de su especificacion. Respecto a su dimensionamiento habra

de tenerse en cuenta que debe hacerse para el caudal maximo, bien sea este el del by-pass o el

que atraviesa el cambiador, lo que condiciona el tamano de ambos conjuntos obturador- asiento,

que han de ser iguales. Tambien ha de prestarse atencion a las temperaturas a partir de 250 C

o con diferencias entre las corrientes mezcladas superiores a 150 C por los problemas mecanicos

que pueden ocasionarse. En cuanto al mantenimiento, ha de hacerse notar que para poder efectuar

reparaciones sobre las valvulas de tres vıas debera haberse previsto un sistema adecuado de valvulas

de bloqueo para poder proceder al desmontaje de la de tres vıas. Esto, a partir de determinados

diametros puede resultar un gasto considerable. Normalmente no se construyen valvulas de tres vıas

superiores a 10”lo que, por unas u otras razones, obliga a buscar alternativas basadas en valvulas

de dos vıas. Estas valvulas tienen que ser de accion opuesta frente a fallo de aire y la caracterıstica

de los obturadores de ambas tiene que ser lineal.

El control es mucho mas favorable en el caso de que exista un cambio de fase. Dado que el calor

latente predomina, la carga termica puede definirse por el caudal del fluido que se condensa o se

vaporiza:

Q = m ∗ λ (8)

Ademas la temperatura del medio que se condensa o se vaporiza permanece constante mientras

exista cambio de fase y es dependiente de la presion reinante.

En el caso, muy habitual en plantas de proceso, de calentamiento con vapor de agua, el control de la

carga termica del intercambiador se efectua habitualmente mediante la manipulacion (laminacion)

de la corriente de vapor de entrada. El calor intercambiado viene definido por:

Q = U ∗ A ∗∆T (9)

El coeficiente global de transferencia U puede considerarse constante para cada una de las condi-

ciones del fluido de proceso y se ve inalterado por la actuacion sobre el caudal de vapor de agua ya

que, mientras exista cambio de fase, el coeficiente de pelıcula exterior permanecera sensiblemente

constante. El area de intercambio tambien permanece constante. Por el contrario el valor de ∆T se

ve afectado por la manipulacion del caudal del vapor, ya que con ello se actua sobre la presion del

vapor de agua existente en el interior del cambiador, lo que conlleva una actuacion sobre la tempera-

tura de equilibrio o de saturacion del mismo. Esto supone un accion directa sobre el ∆T y por tanto

sobre la carga termica. La manipulacion del caudal de vapor conduce pues a controles efectivos de

la temperatura de salida del fluido calentado. El posible recalentamiento del vapor, por tratarse de

una red de vapor recalentado o por efecto de la propia laminacion, supone un cierto inconveniente

ya que el coeficiente de transferencia es mucho menor, pero la carga termica correspondiente al calor

sensible del recalentamiento suele ser inferior en orden de magnitud a la carga de condensacion, por


lo que sus efectos sobre la dinamica de control pueden despreciarse si el mencionado vapor recalen-

tado acaba saturandose y condensandose en el cambiador. En otras palabras, normalmente el vapor

se satura rapidamente por lo que la mayor parte de la superficie de intercambio tiene lugar con

vapor condensante y el control es facil. Dinamicamente, el comportamiento de este lazo sera similar

a los controladores de caudal tıpicos: ganancia del orden del 100 % y tiempo integral inferior a 1 s.

Para evaluar la respuesta del sistema de control frente a variaciones en las condiciones del fluido de

proceso (el que es calentado con el vapor), puede estimarse que el coeficiente de pelıcula interior es

el condicionante del coeficiente global de transferencia (ya que el coeficiente del vapor condensante

es practicamente contante y mucho mayor que el del otro fluido). Aceptando una variacion lineal del

coeficiente de pelıcula interior con el caudal de fluido de proceso, la carga termica variara tambien

linealmente con dicho caudal, si la presion del vapor permanece constante, lo que frecuentemente se

consigue mediante el empleo de control en cascada como el representado en la Figura 45. En algunos

Figura 45: Control en cascada en el calentamiento con vapor condensante

casos puede reducirse la inversion del equipo de control (en concreto de la valvula automatica), colo-

cando dicha valvula en la lınea de condensado. En este caso, la valvula automatica no manipula

la presion de saturacion existente en el cambiador y por tanto no actua sobre el ∆T. La valvula

sustituye al purgador y tiene el efecto de permitir la acumulacion condensado en el interior del

condensador, inundando parcialmente los tubos. Es decir, el cambio en la localizacion de la valvula

significa tambien un cambio en las bases de funcionamiento del lazo de control. El sistema de reg-

ulacion por inundacion parcial es eficaz para regular la carga termiqa del equipo de intercambio

ya que afecta directamente al area de intercambio, parametro que afecta linealmente a dicha carga


termica. En el caso de condensadores se utilizara para regular la presion y en el que se describe

ahora para regular la temperatura de salida del fluido frıo de proceso, pero, en este ultimo caso

resulta preferible, cuando se requiere un control afinado de la temperatura de salida, la solucion que

incorpora la valvula en la lınea de vapor por las razones que se argumentan a continuacion.

Cuando se manipula el condensado, la respuesta del sistema frente a un aumento de la demanda de

la carga termica es muy diferente del resultante frente a una disminucion. En este ultimo caso, la

valvula tendera a cerrar hasta, incluso, cerrarse totalmente e inundar completamente el cambiador,

pero el proceso de llenado es lento y no elimina totalmente la transferencia de calor, que prosigue

como intercambio lıquido- lıquido. Cuando la demanda de transferencia aumenta, la valvula tendera

a abrir, y, normalmente, sera capaz de vaciar rapidamente el cambiador lo que hara que el proceso

de incremento de la carga termica aumente tambien rapidamente al hacerse efectiva la superficie de

intercambio con vapor condensante. Por otro lado, la carencia de purgador hace que no sea imposible

la fuga de vapor a traves de la valvula de condensado cuando no exista nivel en el cambiador. Por

ultimo, dinamicamente el comportamiento de este lazo sera similar al de los controladores de nivel:

ganancia del orden del 33 % y tiempo integral superior a 1 min.

La relacion entre la carga termica y el caudal de fluido frıo es similar a la del caso de no existir

cambio de fase por lo que el problema de la no-linealidad vuelve a manifestarse cuando se intenta

la manipulacion del caudal frıo.

En todos los sistemas de calentamiento con vapor debe prestarse especial atencion al sistema de

evacuacion del condensado. Si este se lleva a cabo mediante purgador, debera seleccionarse este de

forma que no introduzca perturbaciones intermitentes tan acusadas que afecten a la presion del

cambiador, ya que esto afectarıa tambien a la temperatura controlada. Los purgadores deberan

descargar en colectores cuya presion maxima de servicio sea inferior a la presion de operacion del

cambiador, ya que si eventualmente sucediera lo contrario, el nivel de condensado en el cambiador

aumentarıa, disminuyendose el area de transferencia. Cuando se prevea que esto ultimo pueda ocur-

rir se necesitara un sistema de control provisto de regulacion de nivel.

El intercambio de calor puede ser entre una corriente de proceso y una corriente auxiliar (intercam-

biadores auxiliares) o entre dos corrientes de proceso (intercambiadores de proceso), en los que se

transfiere calor de una parte del proceso a otra:

1. Intercambiadores auxiliares: Se usan para aportar o retirar calor del proceso. El proposito

del control de la operacion de estas unidades es regular la cantidad de energıa aportada o

eliminada. Normalmente se mide la temperatura de la corriente de proceso y en funcion del

valor medido se manipula el caudal de la corriente auxiliar. Un controlador de tipo PI es

adecuado en la mayorıa de los casos aunque la accion derivativa puede usarse para compensar

retardos.


2. Intercambiadores de proceso: Se usan para recuperar calor dentro de un proceso. Desde un

punto de vista de diseno, cuando se hace un bypass al intercambiador, es mejor medir y hacer

el bypass en la corriente frıa porque es mas barato instalar un aparato de medida y una

valvula en esta corriente que en la que esta a alta temperatura. Ademas interesa que el caudal

del bypass sea pequeno. Sin embargo, desde el punto de vista del control, interesa medir en

la corriente mas importante, independientemente de que la temperatura sea alta o baja, y

hacer el bypass en la misma corriente que se controla. Por otra parte, interesa que el bypass

constituya una fraccion elevada de la corriente controlada para mejorar el control.

En la regla interc se tienen en cuenta varios casos:

No hay ninguna especificacion sobre la temperatura de ninguna de las corrientes de salida

del intercambiador y ninguna de las reglas ejecutadas ha establecido que se controlen esas

temperaturas:

1. Si en el intercambiador hay un bypass, se controla la temperatura de salida de la corriente

en la que esta hecho el bypass actuando sobre el caudal del bypass.

2. Si hay cambio de fase de una de las corrientes, se controla la temperatura de salida de la

corriente que no cambia de fase manipulando la entrada de la corriente que cambia de fase

(se establece un esquema de control en cascada en el que el controlador de temperatura

ajusta el setpoint del controlador de presion situado en la entrada del vapor que condensa)

o la salida.

3. Si no hay cambio de fase y el intercambio de calor es entre una corriente de proceso y

una corriente auxiliar, se controla la temperatura de la corriente de proceso. Cuando se

pueda se hace un bypass para mejorar el control y en este caso se actua sobre el caudal

del bypass. Si no se puede hacer un bypass, se actua sobre el caudal de la corriente de

servicios auxiliares.

4. Si no hay cambio de fase y el intercambio de calor es entre corrientes de proceso, se vigilan

las temperaturas de entrada y salida de las dos corrientes pero no se controla ninguna

temperatura.

Hay que controlar la temperatura de salida de alguna de las corrientes que intercambian calor

y hay un bypass en el intercambiador: la temperatura de esa corriente se controla manipulando

el caudal del bypass (Figura 46).

Hay que controlar la temperatura de salida de alguna de las corrientes que intercambian calor

y no hay un bypass en el intercambiador.


Figura 46: Control de intercambiadores por manipulacion del caudal del bypass

1. Si hay cambio de fase de la corriente cuya temperatura no se controla, el control de

temperatura se efectua manipulando la entrada del vapor (control en cascada tempera-

tura/presion) o la salida de condensado (variacion del area de transferencia de calor).

2. Si no hay cambio de fase y se puede hacer un bypass en la corriente cuya temperatura

queremos controlar, la temperatura se controla variando el caudal del bypass.

3. Si no hay cambio de fase y no se puede hacer un bypass en la corriente cuya temperatura

queremos controlar, la temperatura se controla variando el caudal de la otra corriente.

4.3.13. Intercambio termico por contacto directo

En la mayorıa de los procesos existe una pared o elemento termicamente conductor que actua

de barrera separando los fluidos que intercambian calor, pero existen tambien procesos en los que

los fluidos se mezclan en una corriente unica de salida. Estos son los denominados cambiadores de

contacto directo.

El caso mas tıpico es aquel en que por mezcla de una corriente caliente y otra frıa se obtiene una unica

corriente a una temperatura intermedia. Esta temperatura es, generalmente, la principal variable

controlada, aunque tambien puede interesar controlar el caudal de mezcla. Para el establecimiento


de las estrategias de control han de considerarse las relaciones existentes entre las distintas variables

involucradas (las que se desea controlar y las susceptibles de ser manipuladas) para asegurarse

de que existe la adecuada relacion entre ambas (ganancias significativas). Al no contemplarse, en

principio, la existencia de reaccion quımica ni de cambio de fase, ni restricciones debidas al equipo

utilizado (en este caso concreto un simple mezclador en lınea), las relaciones entre las variables

involucradas vendran definidas, exclusivamente, por las ecuaciones de los balances de materia y

energıa. Denominando como m, h y t las variables de masa, entalpıa y temperatura, afectadas por

el subındice c o f para referirse, respectivamente a las corrientes caliente y frıa, y sin subındice para

la corriente de mezcla, se tendra:

mc + mf = m (10)

mc ∗ hc + mf ∗ hf = m ∗ h (11)

Despejando la entalpıa de la mezcla se tiene:

h = hf +mc

mc + mf

∗ (hc − hf ) (12)

Si los dos fluidos tienen similar calor especıfico y no hay cambio de fase, se puede sustituir la entalpıa

por la temperatura, quedando:

T = Tf +mc

mc + mf

∗ (Tc − Tf ) (13)

Si se representa esta ecuacion se obtiene una curva como la indicada en la Figura 47. Puede obser-

varse la no-linealidad de la relacion entre la variable controlada (T) y las manipuladas (mc, mf ). La

ganancia del proceso cambia tanto con el punto de consigna como con el de caudal, pero de la obser-

vacion de la curva puede concluirse que la temperatura de mezcla puede resultar satisfactoriamente

controlada mediante la manipulacion de la relacion entre ambos caudales (caliente y frıo). El tiempo

muerto desde el punto de mezcla al elemento de medida de la temperatura tambien puede variar

con el caudal. Estas propiedades son tıpicas de la mayorıa de los lazos de control de temperatura.

La independencia de los controles de caudal y temperatura puede conseguirse mediante la utilizacion

de una valvula mezcladora de tres vıas, para el control de temperatura, seguida de una valvula de

control del caudal de mezcla. La valvula de tres vıas no condiciona el caudal total que vehicula, sino

la proporcion relativa entre los caudales de ambas corrientes entrantes a la misma. Deben incluirse

valvulas de retencion que aseguren que un fluido no penetra en la lınea del otro, lo que podrıa

ocurrir en un rango de bajos caudales.

Las valvulas de tres vıas no siempre se encuentran disponibles en el mercado, sobre todo a partir

de ciertos tamanos, por lo que conviene disponer de una alternativa usando dos valvulas de dos

vıas. La disposicion de ambas valvulas manipuladas por un solo controlador es, aparentemente, un


Figura 47: Sensibilidad de la temperatura frente a variaciones de caudal

rango partido pero, en este caso con la peculiaridad de que ambas valvulas funcionan entre 3-15 psi

pero en sentido inverso: una abriendo con la presion y la otra cerrando (es decir una a fallo de aire

cierra y la otra a fallo de aire abre). Cuando la mezcla deba ser 50/50, ambas valvulas deberan estar

abiertas al 50 %. Para que el sistema funcione correctamente sin interferir con el lazo del control

del caudal de mezcla, debera ocurrir que la suma de los caudales que dejan pasar ambas valvulas

sea identico en todo el rango de aperturas. Para ello sera preciso que ambas valvulas tengan una

caracterıstica lineal. El control de temperatura por mezcla se tiene en cuenta en la regla t-1.

4.3.14. Condensadores

En los condensadores la forma de control mas efectiva sera la variacion del area de transferencia,

ya que, en general, el valor del coeficiente global de transferencia U permanecera constante al ser

el coeficiente de pelıcula interior constante cuando el caudal de refrigerante es constante (como

se recomienda por razones de erosion- ensuciamiento) y al ser tambien constante el coeficiente de

pelıcula exterior (que corresponde con el de vapor condensante). El area de transferencia se puede

hacer variar mediante la inundacion parcial del condensador, de forma que un cierto numero de filas

de tubos del condensador horizontal (o de altura si es vertical) quedaran cubiertas por el condensado.

El area correspondiente a estas filas se empleara en intercambio de calor sensible entre el condensado

y el fluido refrigerante, es decir, actuara subenfriando el condensado y no condensando mas vapores,

por lo que la capacidad de condensacion se reduce y con ello la carga termica de condensacion,

tendiendo la presion a aumentar. De esta forma, aumentando o disminuyendo el nivel de inundacion


se aumentara o disminuira la presion reinante. La carga termica total del condensador tambien

fluctua ya que los coeficientes globales de condensacion son notablemente mas altos que los de

transferencia lıquido-lıquido aplicables a la zona sumergida.

Como posible inconveniente este sistema de control tiene el efecto de subenfriamiento mencionado,

que puede ser o no relevante segun la aplicacion de proceso. En el caso concreto del condensador

de una columna de destilacion habra de tenerse en cuenta el efecto que dicho subenfriamiento

puede producir sobre la relacion de reflujo con que realmente trabaja la columna. Ademas debera

considerarse que la temperatura de salida del condensado, es decir el grado de subenfriamiento, no

sera constante sino que dependera de la variacion del grado de inundacion, manipulado en funcion de

la presion que se quiere controlar (cuyas fluctuaciones seran a su vez causadas por las fluctuaciones

en el caudal de vapores de salida de la columna).

Desde un punto de vista dinamico, el comportamiento de este lazo tambien es bueno, porque aunque

la manipulacion de un nivel es lenta la variacion de presion es muy rapida. El unico caso que puede

afectar el buen funcionamiento del lazo se puede dar cuando existen variaciones muy bruscas de

carga de la columna (y con ello de vapores en cabeza), que pueden forzar la necesidad de un vaciado

o llenado demasiado rapido de la zona inundada del condensador.

Las reglas para el control del intercambio termico de condensadores son las siguientes:

cond-1 : Si se puede manipular la salida del condensador estamos variando el area de inter-

cambio de calor para conseguir el control (controlamos la presion de entrada al condensador).

cond-2 : Si tenemos fija la salida de condensado (hay valvula), el area de intercambio de calor

se manipula variando el caudal de entrada de refrigerante (controlamos el nivel de lıquido).

cond-3 : Si no hay valvula en la salida de condensado pero no se puede poner (porque se quiera

maximizar el caudal) se controla el intercambio de calor manipulando el caudal de refrigerante

(si tenemos un condensador total se controla la temperatura de salida del condensado).

cond-4 y cond-5 : El calor aportado para que se inicie la reaccion y el generado en el reactor

exotermico tienen que eliminarse mediante las corrientes de servicios auxiliares que hay en el

reciclo (el calor no puede reciclarse al rector). Si en el condensador (que esta en el reciclo) el

intercambio termico ya esta fijado, y es la ultima corriente auxiliar del reciclo antes del reactor

hay que asegurar que se elimina todo el calor que se ha aportado o generado; por tanto hay

que modificar el calor que se elimina del proceso con otras corrientes auxiliares que hay en el

reciclo (en el reactor o en otros intercambiadores que haya despues del reactor y antes de este

ultimo condensador). Si no se puede modificar el calor que se elimina del proceso con otras

corrientes auxiliares, se intenta modificar el calor que se aporta (cambiando el setpoint del


controlador de temperatura de la entrada del reactor).

4.3.15. Compresores y ventiladores

Los pequenos compresores de desplazamiento positivo (alternativos o rotativos) pueden analizarse

bajo el mismo punto de vista de las bombas de desplazamiento positivo, resultando adecuadas las

distintas formas de control sugeridas en el punto correspondiente.

En los compresores de cilindros multiples, el caudal puede disminuirse mediante la secuencial puesta

fuera de servicio de algunos de ellos. Este tipo de control redunda en un funcionamiento en escalones

por lo que es mas recomendable la variacion de velocidad siempre que sea posible.

Los ventiladores centrıfugos comparten las caracterısticas de control de las bombas centrıfugas con

la excepcion de que, al no existir problemas de cavitacion, el estrangulamiento debe efectuarse en

la aspiracion para ahorrar potencia.

Los compresores centrıfugos son, en su funcionamiento y caracterısticas, similares a las bombas cen-

trıfugas salvo que, por la compresibilidad del fluido manejado, existe en la region de bajos caudales

de cada curva caracterıstica una zona de funcionamiento inestable llamada de bombeo (surge o

pompage).

La operacion de un compresor centrıfugo puede llegar a ser inestable debido a cambios en alguna

de las condiciones del proceso, tales como caudal, presion o peso molecular.

El fenomeno de bombeo ocurre en un compresor cuando el caudal de entrada se reduce lo suficiente

para ocasionar una inversion momentanea del sentido del flujo. En efecto, a cualquier velocidad

dada, si disminuye el caudal de aspiracion la presion desarrollada por el compresor tiende tambien

a disminuir y puede llegar a un punto en el cual esta presion sea inferior a la existente en la lınea

de la impulsion. Como consecuencia, resulta una inversion momentanea del sentido de flujo. Esta es

la condicion de bombeo.

La inversion del sentido de flujo tiende a bajar la presion en la lınea de impulsion, se recupera la

compresion normal y, por tanto, vuelve a repetirse el ciclo. Esta accion cıclica, denominada surge o

bombeo, tiene efectos perjudiciales para el compresor.

Los compresores considerados en el sistema experto son los compresores centrıfugos. El control puede

efectuarse de varias formas:

1. En la Figura 48 se muestra un esquema en el que se recicla una corriente desde la descarga

del compresor a la aspiracion. Se necesita que la corriente que se recicla se enfrıe antes para

evitar un aumento de temperatura debido al trabajo de compresion.

El compresor funciona gracias a un motor electrico que opera a velocidad constante. Se consid-


eran constantes las presiones de la impulsion y de la aspiracion, F es el caudal de la corriente

que entra y sale del sistema, Fcomp es el caudal que pasa por el compresor (es constante e

independiente del caudal que atraviesa el sistema) y Fbypass es el caudal de la lınea de reciclo

(se cambia abriendo o cerrando la valvula del bypass para controlar F). Por tanto, el caudal y

la diferencia de presiones del compresor son constantes y esto resulta en un consumo constante

de potencia (se opera en un punto fijo de la curva del compresor).

Figura 48: Control de un compresor por variacion del caudal de bypass

2. En la Figura 49 se muestra otra configuracion (que se obtiene cuando se ejecuta la regla

comp-B) en la que la valvula de la aspiracion del compresor se ajusta para modificar el caudal

de salida. En este caso, el punto de funcionamiento varıa sobre la curva del compresor. Para

que el caudal de salida disminuya de F2 a F1, hay que cerrar la valvula de la aspiracion de

forma que disminuya la presion de la aspiracion y aumente la altura requerida por el compresor

(Pimpulsion - Paspiracion aumenta de ∆P2 a ∆P1). Este esquema es mas eficiente energeticamente

que el anterior.

Figura 49: Control de un compresor por estrangulacion de la aspiracion


3. La Figura 50 muestra un esquema (que se obtiene cuando se ejecuta la regla comp-C ) en el

que el caudal de salida se controla empleando una turbina de vapor para variar la velocidad

del compresor. Se usa una estructura de control en cascada: la salida del controlador de caudal

ajusta el punto de consigna del controlador de velocidad de la turbina. En este caso, se mueve

horizontalmente el punto de funcionamiento de una curva del compresor a otra. Esta estrategia

es la mas eficiente energeticamente.

Figura 50: Control de un compresor por variacion de su velocidad

4. Para evitar el funcionamiento inestable, es decir, para evitar que el caudal disminuya por

debajo de un mınimo, se emplea el esquema de la Figura 51 y que se obtiene ejecutando la

regla comp-antisurge.

Figura 51: Control antisurge

4.3.16. Columnas de extraccion lıquido-lıquido

Son unidades de separacion que se usan para transferir una sustancia desde una fase lıquida a

otra, aprovechando la diferencia de solubilidad entre estas fases parcialmente miscibles.


Hay dos fases lıquidas y la fase continua puede ser la ligera o la pesada (hay gotas de la fase dis-

continua ascendiendo o cayendo por la fase continua).

Si en la columna hay salida de gas, la presion se controla con esta salida.

Si la columna esta completamente llena de lıquido, tambien hay que controlar la presion y para ello

se manipulara la fase continua (si se recicla la fase continua, podremos actuar sobre las corrientes de

aporte o de purga y si no se recicla, se manipulara la salida o la alimentacion de la fase continua).

Si la columna no esta completamente llena de lıquido pero no hay salida de gas, la presion va a

depender de la temperatura (se tiene la presion de vapor correspondiente a la temperatura de la

columna). En este caso la presion no se va a controlar a no ser que tengamos alguna especificacion

sobre su valor (y entonces habra que actuar sobre la temperatura de entrada de la fase continua)

o que se recicle la fase continua pasando por un intercambiador, de forma que la presion se puede

controlar ajustando la temperatura de entrada de la fase continua.

Si se recicla una de las corrientes se va a reciclar la que corresponde a la fase continua.

Los casos anteriores se tienen en cuenta en la regla ext-0, mientras que la regla ext-1 se activa

cuando, en los casos en que hay que actuar sobre la temperatura de entrada de la fase continua, se

coloca un controlador de temperatura en esa corriente. Entonces, el control se efectua en cascada:

el controlador de presion fija el setpoint del controlador de la temperatura de entrada.

Otro aspecto a tener en cuenta (y que se considera en la regla ext-2 ) es que hay que mantener una

relacion entre las alimentaciones. El ratio entre caudales se ajusta en funcion de la composicion de

salida porque las variaciones en la temperatura (si cambia la temperatura cambia la curva de equi-

librio) o en la composicion de las alimentaciones producen cambios en la composicion de extracto y

refinado.

Si en la columna de extraccion se recicla una de las fases lıquidas (la continua), se controla el caudal

de una de las corrientes del reciclo mediante la ejecucion de la regla ext-3.

Tambien hay que controlar el nivel de la interfase lıquido-lıquido (regla ext-4 ). Si la fase ligera es la

continua, la interfase lıquido-lıquido esta en la base de la columna y si es la fase pesada la continua,

la interfase estara en la parte superior de la columna.

El nivel de la interfase se controla manipulando la salida del producto pesado (o la corriente de

purga si hay reciclo) o la entrada de la fase pesada (o la corriente de aporte si hay reciclo).

Si la columna esta llena de lıquido, tambien se puede controlar actuando sobre el caudal de la

corriente de salida del producto pesado (corriente de purga si hay reciclo) o de entrada de la fase

ligera (corriente de aporte si hay reciclo).


4.3.17. Separadores lıquido-vapor

El nivel del separador se puede controlar:

manipulando la corriente de salida de lıquido (regla separador-a),

manipulando la cantidad de lıquido que entra en el caso de tener un flash en el separador

(regla separador-b),

cuando hay un condensador antes del separador (regla separador-c), actuando sobre la cantidad

de lıquido que condensa (manipulando el caudal de refrigerante del condensador) o

modificando el punto de consigna del controlador de temperatura del reactor situado antes

del separador (cuando sea posible). Por ejemplo, cuando se usa la temperatura para fijar la

tasa de produccion, no se puede modificar. Tampoco si hay que mantener una determinada

temperatura en el reactor por alguna especificacion del proceso. Si no se puede actuar sobre el

condensador, la cantidad de lıquido que condensa sera mayor cuanto menor sea la temperatura

de salida del reactor. Este caso corresponde a la regla separador-d.

Si la entrada al separador esta en fase vapor, va a ser necesario tener una presion elevada para que

se produzca lıquido. Si la entrada al separador esta en fase lıquida, va a ser necesario tener una

presion baja para que se produzca vapor. Cuando se tiene uno de estos dos casos, la regla separador-e

establece que se tiene que controlar la presion del separador. La presion tambien se controla cuando

se tiene una especificacion sobre su valor.

La estrategia para el control de la presion la determina la ejecucion de las reglas separador-f y

separador-g.

4.3.18. Corrientes

Si un objetivo explıcito de control es mantener una determinada relacion entre los caudales de

dos corrientes, en cuanto se fija el caudal de una de las dos corrientes se controla el caudal de la

otra corriente y el setpoint del controlador de caudal se ajusta en funcion de la medida del caudal

de la otra corriente. La regla que establece esta relacion es r-caud.

En las tuberıas por las que circulen corrientes en las que existan dos fases no se colocan valvulas

por los problemas de cavitacion (regla flujo-bifasico).

Si en dos de las tres corrientes de un divisor (hay una corriente de entrada y dos de salida) o de

un mezclador (hay dos corrientes de entrada y una de salida) hay valvulas colocadas, no se puede


colocar otra valvula en la tercera corriente ni una valvula de tres vıas en el mezclador o divisor.

Si en el divisor o en el mezclador hay una valvula de tres vıas y hay una valvula en una de las tres

corrientes, ya no se puede poner otra valvula en ninguna de las otras dos corrientes.

Esto se tiene en cuenta en las reglas divisor, mezclador y valvula.

Se controla la composicion de las corrientes que salen del proceso para evitar perdidas de reactivos

y controlar que no se acumulan inertes ni subproductos en el proceso (regla composicion).

4.4. Resultado de la ejecucion

Cuando se ejecuta el sistema experto se generan una o varias estructuras alternativas. Los

objetos correspondientes a cada alternativa se guardan en archivos diferentes. Por ejemplo, cuando

haya dos posibles alternativas se crearan los ficheros alternativa1.clp y alternativa2.clp.

Como ya se ha dicho, la explicacion de la eleccion de variables controladas y manipuladas se recoge

en el archivo explicacion.txt. Para poder tener acceso a este archivo hay que introducir previamente

(close).

Si se quiere volver a ejecutar el programa hay que introducir (clear) y luego volver a cargar los tres

modulos como ya se ha explicado.

5. Ejemplos

Los resultados obtenidos en los ejemplos siguientes son similares a los presentados en la bibli-

ografıa consultada.

5.1. Proceso Tennessee Eastman

5.1.1. Caracterısticas del proceso

Una pequena cantidad de un inerte incondensable B se introduce en una corriente de ali-

mentacion y debe purgarse del proceso.

Hay cuatro corrientes de alimentacion de gas que corresponden a los reactivos A, D, E y C. Las

tres primeras se mezclan con el reciclo de gas y se alimentan al fondo del reactor. El reactivo C se

alimenta al fondo del stripper.

Hay dos reacciones principales, ambas exotermicas e irreversibles:


A + C + D → G

A + C + E → H

Hay dos reacciones secundarias irreversibles y exotermicas mediante las que se obtiene el subpro-

ducto F.

A + E → F

3D → 2F

Las reacciones son aproximadamente de primer orden respecto a las concentraciones de reactivos.

En el reactor contiene lıquido y vapor pero no hay salida de lıquido. El vapor que sale del reactor

pasa por un condensador parcial y la corriente pasa luego a un separador.

El lıquido del separador se alimenta al plato superior de la columna de stripping. El vapor que sale

del separador se comprime, una pequena porcion se purga y el resto se recicla al reactor. En el

stripper hay dos fuentes de vapor: un pequeno hervidor y la alimentacion de C.

En el reactor hay interaccion entre temperatura, presion y nivel de lıquido y el comportamiento es

no lineal.

La corriente de purga de gas es pequena por lo que su efectividad para controlar la presion puede

ser baja.

Las cuatro corrientes de alimentacion de reactivo deben manejarse adecuadamente para que se cum-

plan todos los balances globales de componentes.

Durante la ejecucion del modulo correspondiente a la topologıa de la planta se generan los siguientes

objetos:

Reactor 1:

• Es de tipo CSTR.

• No se recicla directamente parte de la salida.

• Hay dos entradas: corrientes 18 y 6.

• Es un reactor exotermico.

• Dispone de servicios auxiliares. La entrada de la corriente auxiliar es la 8 y la salida la 9.

• No tiene salida en fase lıquida.

• La salida en fase vapor es la corriente 7.

• En el reactor 1 se producen las reacciones 1, 2, 3 y 4.

• Las reacciones principales son la 1 y la 2 y son simultaneas.

• Los reactivos comunes en estas dos reacciones son A y C.

• Los reactivos no comunes en estas dos reacciones son D y E.


Figura 52: Proceso Tennessee Eastman

Tuberıa 6:

• Empieza en el mezclador 3 y termina en el reactor 1. Esta en fase vapor y sus componentes

son A, B, C, D, E, F, G y H.

Tuberıa 18:

• Empieza en la columna 1 y termina en al reactor 1. Esta en fase vapor y contiene C.

Tuberıa 7:

• Empieza en el reactor 1 y acaba en el condensador 2. Esta en fase vapor y sus componentes



Tuberıa 8:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del reactor 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 9:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del reactor 1. Esta en fase lıquida.

Columna 1:

• No tiene extracciones laterales.

• Es de tipo stripper.

• En esta columna se separan los productos del proceso.

• Tiene hervidor de fondo.

• No tiene condensador de cabeza.

• La corriente de cabeza es la 18 y la de fondo la 24.

• Hay dos corrientes de entrada (la 14 y la 25).

Tuberıa 14:

• Empieza en el separador 1 y termina en la columna 1. Esta en fase lıquida y sus compo-

nentes son E, F, G y H.

Tuberıa 25:

• Es una entrada del proceso y termina en la columna 1. Esta en fase vapor y contiene C.

Hervidor 1:

• Es el hervidor de fondo de la columna 1.

• La corriente de entrada es la 20 y la de salida la 21.

• La corriente auxiliar de entrada es la 22 y la de salida la 23.

Tuberıa 20:

• Empieza en el divisor 2 y termina en el hervidor 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 21:

• Empieza en el hervidor 1 y acaba en la columna 1.


Tuberıa 22:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del hervidor 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 23:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del hervidor 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 24:

• Empieza en el divisor 2 y es una salida del proceso. Esta en fase lıquida y sus componentes

son E, F, G y H.

Separador 1:

• La corriente de entrada es la 10.

• La corriente de salida en fase vapor es la 13.

• la corriente de salida en fase lıquida es la 14.

Tuberıa 10:

• Empieza en el condensador 2 y termina en el separador 1. Sus componentes son A, B, C,

D, E, F, G y H.

Tuberıa 13:

• Empieza en el separador 1 y termina en el divisor 1. Esta en fase vapor y sus componentes


Condensador 2:



Tuberıa 11:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del condensador 2. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 12:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del condensador 2. Esta en fase lıquida.

Corriente auxiliar 1:


• Se usa en el reactor 1.

• Es agua de refrigeracion.

• La entrada es la corriente 8 y la salida la 9.


• Se usa en el condensador 2.




• Se usa en el hervidor 1.

• Es vapor.


Mezclador 1:

• Las corrientes que se mezclan son la 1 y la 17.

• La corriente de salida es la 2.

Tuberıa 1:

• Es una entrada del proceso y acaba en el mezclador 1. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son A y B.

Tuberıa 17:

• Empieza en el compresor 1 y termina en el mezclador 1. Esta en fase vapor y sus com-

ponentes son A, B, C, D, E, F, G y H.

Tuberıa 2:

• Empieza en el mezclador 1 y termina en el mezclador 2. Esta en fase vapor y sus com-

ponentes son A, B, C, D, E, F, G y H.

Mezclador 2:




Tuberıa 3:

• Es una entrada de proceso y termina en el mezclador 2. Esta en fase vapor y contiene D.

Tuberıa 4:

• Empieza en el mezclador 2 y acaba en el mezclador 3. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son A, B, C, D, E, F, G y H.

Mezclador 3:



Tuberıa 5:

• Es una entrada de proceso y termina en el mezclador 3. Esta en fase vapor y contiene E.

Divisor 1:


• Las corrientes de salida son la 15 y la 16.

Tuberıa 15:

• Es una salida de proceso y empieza en el divisor 1. Esta en fase vapor y sus componentes


Tuberıa 16:

• Empieza en el divisor 1 y termina en el compresor 1. Esta en fase vapor y sus componentes


Divisor 2:



Tuberıa 19:

• Empieza en la columna 1 y termina en el divisor 2. Esta en fase lıquida.

Compresor 1:


• Es un compresor centrıfugo.

• Se acciona mediante un motor electrico.


e:

• En este objeto se almacenan las entradas al proceso: corrientes 25, 1, 3 y 5.

Compuestos:

• Hay cuatro reactivos en el proceso: A, C, D y E.

• Hay un inerte: B.

• Mediante el proceso se obtienen dos productos: G y H.

• Tambien se obtiene el subproducto F.

• Se conocen las volatilidades relativas de los componentes del proceso. Son, en orden

decreciente: A, B, C, D, E, F, G y H.

Reaccion 1:

• Se produce en el reactor 1.

• Tiene tres reactivos (A, C y D) y un producto (G).

• Es irreversible.

Reactivo 1:

• A reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reactivo 2:

• C reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reactivo 3:

• D reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reaccion 2:


• Tiene tres reactivos (A, C y E) y un producto (H).



Reactivo 4:

• A reacciona segun la reaccion 2 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reactivo 5:

• C reacciona segun la reaccion 2 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reactivo 6:

• E reacciona segun la reaccion 2 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reaccion 3:

• Tiene lugar en el reactor 1.

• Tiene dos reactivos (A y E) y in producto (F).


Reactivo 7:

• A reacciona segun la reaccion 3 en el reactor 1.

Reactivo 8:

• E reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1.

Reaccion 4:

• Tiene lugar en el reactor 1.

• Tiene un reactivo (D) y un producto (F).


Reactivo 9:

• D reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 4.

Camino 6:

• Pasa por el reactor 1.

• Los compuestos que se siguen este camino son C, G y H.

• Las corrientes por las que pasa el camino son: 25, 18, 7, 10, 13 y 15.


• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 25, columna 1, tuberıa 18, reactor

1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1 y tuberıa 15.

Camino 7:


• Los compuestos que siguen este camino son C, G y H.

• Las corrientes por las que pasa el camino son: 25, 18, 7, 10, 13, 16, 17, 2, 4 y 6.

• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 25, columna 1, tuberıa 18, reactor

1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16,

compresor 1, tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa 2, mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3,

tuberıa 6 y reactor 1.

• El reciclo lo constituyen las corrientes 7, 10, 13, 16, 17, 2, 4 y 6.

• El reciclo lo constituyen las unidades: tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador

1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa 2,

mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa 6 y reactor 1.

Camino 8:


• Este camino lo siguen los compuestos A, B, F, G y H.

• Las corrientes por las que pasa el camino son: 1, 2, 4, 6, 7, 10, 13 y 15.

• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 1, mezclador 1, tuberıa 2, mezclador

2, tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa 6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10,

separador 1, tuberıa 13, divisor 1 y tuberıa 15.

Camino 9:


• Este camino lo siguen F, G y H.

• Las tuberıas por las que pasa son: 1, 2, 4, 6, 7, 10, 14 y 24.



separador 1, tuberıa 14, columna 1 y tuberıa 24.

Camino 10:



• Los componentes del camino son A, B, F, G y H.

• Las corrientes por las que pasa son 1, 2, 4, 6, 7, 10, 13, 16 y 17.



separador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17 y mezclador 1.

• El reciclo lo constituyen las corrientes 2, 4, 6, 7, 10, 13, 16 y 17.

• El reciclo lo constituyen las unidades: tuberıa 2, mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3,

tuberıa 6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor

1, tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17 y mezclador 1.

Camino 11:


• Este camino lo siguen D, F, G y H.

• Las corrientes por las que pasa son 3, 4, 6, 7, 10, 13 y 15.


3, tuberıa 6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13,

divisor 1 y tuberıa 15.

Camino 12:


• Los componentes que siguen el camino son G, H y F.

• Las corrientes por las que pasa son 3, 4, 6, 7, 10, 14 y 24.

• Las unidades por las que pasa son tuberıa 3, mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa

6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 14, columna 1 y

tuberıa 24.

Camino 13:


• Los componentes que siguen el camino son D, F, G y H.

• Las corrientes por las que pasa son: 3, 4, 6, 7, 10, 13, 16, 17 y 2.


• Las unidades por las que pasa son: tuberıa 3, mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa

6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1,

tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa 2 y mezclador 2.

• El reciclo lo constituyen las corrientes: 4, 6, 7, 10, 13, 16, 17 y 2.

• El reciclo lo constituyen las unidades: tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa 6, reactor1, tuberıa

7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16, compresor 1,

tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa 2 y mezclador 2.

Camino 14:

• El reactor por el que pasa es el 1.

• Los componentes que siguen el camino son E, F, G y H.

• Las corrientes que forman el camino son: 5, 6, 7, 10, 13 y 15.

• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 5, mezclador 3, tuberıa 6, reactor1,

tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1 y tuberıa 15.

Camino 15:

• El reactor por el que pasa el camino es el 1.

• Los componentes que siguen el camino son E, F, G y H.

• Las corrientes que forman el camino son: 5, 6, 7, 10, 14 y 24.


tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 14, columna 1 y tuberıa 24.

Camino 16:


• Los componentes son E, F, G y H.

• Las corrientes por las que pasa son: 5, 6, 7, 10, 13, 16, 17, 2 y 4.


tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16,

compresor 1, tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa 2, mezclador 2, tuberıa 4 y mezclador 3.

• Las corrientes que forman el reciclo son: 6, 7, 10, 13, 16, 17, 2 y 4.

• Las unidades que forman el reciclo son: tuberıa 6, reactor1, tuberıa 7, condensador 2, tu-

berıa 10, separador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17, mezclador

1, tuberıa 2, mezclador 2, tuberıa 4 y mezclador 3.


Reciclo 1:

• Las corrientes que constituyen el reciclo son: 7, 10, 13, 16, 17, 2, 4 y 6.

• Se reciclan todos los compuestos que intervienen en el proceso (A, B, C, D, E, F, G y

H).

• Las unidades que constituyen el reciclo son: tuberıa 7, condensador 2, tuberıa 10, sepa-

rador 1, tuberıa 13, divisor 1, tuberıa 16, compresor 1, tuberıa 17, mezclador 1, tuberıa

2, mezclador 2, tuberıa 4, mezclador 3, tuberıa 6 y reactor 1.

• Hay dos corrientes auxiliares pertenecientes al reciclo (la del condensador 2 y la del

reactor 1).

• El reactor perteneciente al reciclo es el reactor 1.

Tenemos dos restricciones sobre el valor maximo de la presion y de la temperatura en el reactor 1.

5.1.2. Caso 1: Estrategia de control cuando la tasa de produccion viene fijada por la

demanda

En este caso el caudal de producto se fija para satisfacer una determinada demanda y el setpoint

del controlador de caudal es una perturbacion del proceso.

Se maximiza el caudal de todas las corrientes del reciclo 1 para mejorar la selectividad del proceso.

De esta forma se elimina un grado de libertad para el control.

La temperatura de un reactor se controla siempre que se pueda porque normalmente es una variable

dominante. Se controla la temperatura del reactor 1 manipulando el caudal de la corriente 8, que

es la corriente auxiliar de entrada. El setpoint del controlador de temperatura del reactor1 se tiene

que fijar de forma que no se alcance la temperatura maxima especificada.

En el reactor 1 no hay ningun reactivo lıquido y tampoco hay salida en fase lıquida pero se produce

lıquido en el reactor. Por tanto, se controla el nivel manipulando la entrada del reactivo que da

lugar al producto mas pesado (se manipula el caudal de la corriente 5).

De esta forma, se fija el caudal de entrada del reactivo E al reactor 1. Se mide la proporcion de

productos que se obtienen por las reacciones simultaneas que tienen como reactivos no comunes E

y D y en funcion de esa medida se ajusta la proporcion entre los caudales de estos reactivos (entre

los caudales de las corrientes 5 y 3).

Se controla la presion del reciclo 1 actuando sobre el caudal de la corriente 25. La presion del reciclo

1 se fija de forma que en el reactor 1 no se supere la presion maxima especificada.

En la columna 1 hay que controlar la composicion y el nivel de fondo porque la columna es de tipo


stripper. La composicion de fondo se controla manipulando el caudal de la corriente 22 (se actua

sobre la carga termica del hervidor de fondo por la rapidez de la respuesta) y el nivel de fondo se

controla manipulando el caudal de la corriente 14. La composicion se infiere a partir de la medida

de la temperatura y se controla la composicion de E en la corriente de producto.

Se controla el nivel del separador 1 manipulando el caudal de la corriente 11 (corriente auxiliar del

condensador 2).

El calor generado en el reactor exotermico tiene que eliminarse mediante las corrientes de servicios

auxiliares que hay en el reciclo (el calor no puede reciclarse al reactor). La corriente de servicios

auxiliares del condensador 2 es la ultima corriente auxiliar del reciclo antes del reactor y no se puede

actuar sobre el calor intercambiado en el condensador. Para asegurar que se elimina todo el calor

que se ha generado hay que modificar el calor eliminado en el reactor 1: se modifica el setpoint del

controlador de temperatura del reactor en funcion de la temperatura del separador 1.

Se controla la composicion de la corriente 15 para evitar que se acumule el inerte B y se controla la

composicion de la corriente 1 para controlar el inventario del reactivo A en el proceso y que no se

acumule.

La estructura de control generada se muestra en la Figura 53.

5.1.3. Caso 2: Estrategia de control cuando la tasa de produccion viene fijada por el

suministro de un reactivo

En este caso, el caudal de la corriente de reactivo (corriente 25) es una perturbacion del proceso.

Se maximiza el caudal de todas las corrientes del reciclo 1 para mejorar la selectividad.

Se controla la temperatura del reactor 1 manipulando el caudal de agua de refrigeracion (corriente

8). El setpoint del controlador de temperatura se tiene que fijar de forma que no se alcance la

temperatura maxima especificada.

En el reactor 1 no hay ningun reactivo lıquido y tampoco hay salida en fase lıquida pero se produce

lıquido en el reactor. Por tanto, se controla el nivel manipulando la entrada del reactivo que da

lugar al producto mas pesado (se manipula el caudal de la corriente 5).

Se mide la proporcion de productos que se obtienen por las reacciones simultaneas que tienen como

reactivos no comunes E y D y en funcion de esa medida se ajusta la proporcion entre los caudales

de estos reactivos (se relaciona el caudal de la corriente 5 con el de la corriente 3).

Se controla la presion del reciclo 1 actuando sobre el caudal de agua de refrigeracion del condensador

2 (corriente 11). La presion del reciclo 1 se fija de forma que en el reactor 1 no se supere la presion

maxima especificada.

En la columna 1 hay que controlar la composicion y el nivel de fondo porque la columna es de


Figura 53: Estructura de control del proceso Tennessee Eastman cuando la produccion esta fijada

por la demanda.

tipo stripper. La composicion de fondo (que se infiere a partir de la medida de la temperatura) se

controla manipulando el caudal de la corriente 22 (se controla la composicion de E en el producto)

y el nivel de fondo se controla manipulando el caudal de corriente 24.

Se controla el nivel del separador 1 manipulando el caudal de la corriente 14.

El calor generado en el reactor exotermico tiene que eliminarse mediante las corrientes de servicios


auxiliares que hay en el reciclo (el calor no puede reciclarse al reactor). La corriente de servicios

auxiliares del condensador 2 es la ultima corriente auxiliar del reciclo antes del reactor y no se puede

actuar sobre el calor intercambiado en el condensador. Para asegurar que se elimina todo el calor

que se ha generado hay que modificar el calor eliminado en el reactor 1: se modifica el setpoint del

controlador de temperatura del reactor en funcion de la temperatura del separador 1.

Se controla la composicion de la corriente 15 para evitar que se acumule el inerte B y se controla la

composicion de la corriente 1 para controlar el inventario del reactivo A en el proceso y que no se

acumule.

La estructura de control es la correspondiente a la Figura 54.

5.2. Proceso de fabricacion en fase vapor del monomero acetato de

vinilo


En el proceso hay tres reactivos, etileno, oxıgeno y acido acetico que se convierten en el producto

acetato de vinilo. Como subproductos se obtienen agua y dioxido de carbono.

Las reacciones que tienen lugar son:

C2H4 + CH3COOH + O2 → CH2 = CHOCOCH3 + H2O

C2H4 + 3O2 → 2CO2 + 2H2O

Las reacciones son exotermicas y tienen lugar en un reactor catalıtico tubular. El calor se elimina

del reactor mediante la generacion de vapor en el exterior de los tubos.

Las reacciones son irreversibles y tienen una dependencia con la temperatura de tipo Arrhenius.

La reaccion de combustion a dioxido de carbono es mas exotermica y tiene una mayor energıa de

activacion.

El efluente del reactor pasa a un intercambiador de calor donde cede calor a la corriente de reciclo

de gas, luego se enfrıa con agua y se separan lıquido (acetato de vinilo, agua y acido acetico) y vapor

(oxıgeno, etileno, dioxido de carbono y etano).

La corriente de vapor que sale del separador pasa por un compresor y la corriente de lıquido pasa

a ser parte de la alimentacion de la columna de destilacion azeotropica. El gas del compresor entra

a una columna de absorcion donde se recupera el acetato de vinilo restante. Parte del lıquido de

fondo se enfrıa y se recircula a la columna de absorcion.

Por fondo de la columna de destilacion azeotropica se obtiene acido acetico que se enfrıa y se

alimenta a la columna de absorcion.

La parte que no se recircula de la corriente lıquida de fondo de la columna de absorcion se alimenta


Figura 54: Estructura de control del proceso Tennessee Eastman cuando la produccion esta fijada

por el suministro de reactivo.

a la columna de destilacion azeotropica.

Parte del gas que sale por cabeza de la columna de absorcion se purga para eliminar dioxido de

carbono. Tambien hay otra purga para eliminar etano (inerte). El resto de la corriente gaseosa pasa al

intercambiador donde elimina calor del efluente del reactor. Luego se mezcla con la alimentacion de

etileno y se alimenta al vaporizador donde tambien se alimentan el acido acetico fresco y de reciclo. La


corriente gaseosa que se obtiene en el vaporizador se calienta hasta obtener la temperatura de entrada

al reactor que interese. El oxıgeno se alimenta al proceso justo antes del reactor para mantener la

composicion de oxıgeno en la corriente de reciclo de gas fuera de la region de explosividad.

La columna de destilacion azeotropica separa el acetato de vinilo y el agua del acido acetico no

convertido. El producto de cabeza se condensa y el lıquido pasa a un decantador donde se separan

las fases correspondientes al acetato de vinilo y al agua. Los productos organico y acuoso se envıan

a otra seccion de destilacion y el producto de fondo de la columna (acido acetico) se recicla en parte

al vaporizador y en parte a la columna de absorcion.

Los objetos que se crean tras la ejecucion del modulo 1 son:

Figura 55: Proceso de fabricacion de acetato de vinilo.

Reactor 1:

• Es un reactor de tipo tubular


• La entrada al reactor es la corriente 11 y la salida la corriente 12.

• El reactor es exotermico.


• Dispone de servicios auxiliares: la entrada de la corriente de servicios auxiliares es la 14

y la salida la 15.

• Es un reactor catalıtico.

• En el reactor reaccionan oxıgeno, acido acetico y etileno.

• Tienen lugar la reaccion principal (que produce el acetato de vinilo) y la secundaria (de

combustion del etileno).

Tuberıa 11:

• Empieza en el mezclador 2 y acaba en el reactor 1. Esta en fase vapor y sus componentes

son dioxido de carbono, oxıgeno, etano, etileno y acido acetico.

Tuberıa 12:

• Empieza en el reactor 1 y termina en el intercambiador 2. Esta en fase vapor y sus

componentes son: dioxido de carbono, oxıgeno, etano, etileno, agua, acetato de vinilo y

acido acetico.

Tuberıa 14:

• Empieza en el mezclador 4 y acaba en el reactor 1. Esta en fase lıquida y es la entrada

de la corriente de servicios auxiliares al reactor.

Tuberia 15:

• Empieza en el reactor 1 y acaba en el separador 2. Esta en fase vapor y es la salida de la

corriente de servicios auxiliares del reactor.

Columna 1:


• Es una columna de destilacion azeotropica.

• Se separa el producto del proceso.


• El condensador de cabeza es de tipo parcial.

• El decantador en el que se separan los productos de cabeza es el decantador 1. Las dos

corrientes que se obtienen por cabeza son la 28 y la 30.

• La corriente de fondo es la 37.


• La corriente correspondiente al reflujo es la 31.

• La alimentacion de la columna es la 48.

Tuberıa 48:

• Empieza en el mezclador 5 y acaba en la columna 1. Esta en fase lıquida y sus compo-

nentes son agua, acido acetico y acetato de vinilo.

Hervidor 1:


• La corriente auxiliary de entrada es la 35 y la de salida la 36.

Tuberıa 33:


Tuberıa 34:


Tuberıa 35:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del hervidor 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 36:

• Es la salida de la corriente auxiliar del hervidor 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 37:

• Empieza en el divisor 2 y termina en el divisor 1. Esta en fase lıquida y contiene acido

acetico.

Condensador parcial 1:



Tuberıa 24:

• Empieza en la columna 1 y termina en el condensador parcial 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 25:


• Empieza en el condensador parcial 1 y termina en el decantador 1.

Tuberıa 26:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del condensador parcial 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 27:

• Es la salida de la corriente auxiliar del condensador parcial 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 31:

• Empieza en el divisor 3 y acaba en la columna 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 30:

• Empieza en el divisor 3 y es una salida del proceso. Esta en fase lıquida y contiene acetato

de vinilo.

Tuberıa 28:

• Empieza en el decantador 1 y es una salida de proceso. Esta en fase lıquida y contiene

agua.

Separador 1:



• La corriente de salida en fase lıquida es la 23.

Tuberıa 21:

• Empieza en el intercambiador 3 y acaba en el separador 1. Esta en fase vapor y sus

componentes son dioxido de carbono, oxıgeno, agua, etano, etileno, acido acetico y acetato

de vinilo.

Tuberıa 23:

• Empieza en el separador 1 y acaba en el mezclador 5. Esta en fase lıquida y sus compo-

nentes son agua, acido acetico y acetato de vinilo.

Tuberıa 22:


• Empieza en el separador 1 y termina en el compresor 1. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son dioxido de carbono, acetato de vinilo, etano, etileno y oxıgeno.

Separador 2:

• La entrada es la corriente 15.

• La salida en fase vapor corresponde a la corriente 17.

• La corriente en fase lıquida corresponde a la corriente 16.

Tuberıa 16:

• Empieza en el separador 2 y acaba en el mezclador 4. Esta en fase lıquida y es parte del

circuito auxiliar del reactor 1.

Tuberıa 17:

• Empieza en el separador 2 y es la salida del circuito auxiliar del reactor 1. Esta en fase

vapor.

Absorcion 1:

• La entrada de la corriente lıquida es la 41 y la salida la 42.

• La entrada de gas es la corriente 56 y la salida la corriente 49.

Tuberıa 41:

• Empieza en el mezclador 6 y termina en la columna de absorcion 1. Esta en fase lıquida

y sus componentes son acetato de vinilo y acido acetico.

Tuberıa 56:

• Empieza en el compresor 1 y termina en la columna de absorcion 1. Esta en fase vapor

y sus componentes son dioxido de carbono, oxıgeno, etano, etileno y acetato de vinilo.

Tuberıa 42:

• Empieza en la columna de absorcion 1 y termina en el divisor 4. Esta en fase lıquida y

sus componentes son acido acetico y acetato de vinilo.

Tuberıa 49:

• Empieza en la columna de absorcion 1 y termina en el divisor 5. Esta en fase vapor y sus

componentes son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.


Intercambiador 1:

• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la corriente 3 y la salida la

7.

• La entrada de la otra corriente que intercambia calor corresponde a la corriente 8 y la

salida a la corriente 9.

• El intercambio de calor es entre una corriente auxiliar y una corriente de proceso.

Tuberıa 3:

• Empieza en el vaporizador 1 y termina en el intercambiador 1. Esta en fase vapor y sus

componentes son dioxido de carbono, etano, etileno, oxıgeno y acido acetico.

Tuberıa 7:

• Empieza en el intercambiador 1 y termina en el mezclador 2. Esta en fase vapor y sus

componentes son dioxido de carbono, etano, etileno, oxıgeno y acido acetico.

Tuberıa 8:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del intercambiador 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 9:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 1. Esta en fase vapor.

Intercambiador 2:

• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la corriente 12 y la salida

la 18.



• El intercambio de calor es entre dos corrientes de proceso.

Tuberıa 18:

• Empieza en el intercambiador 2 y termina en el intercambiador 3. Esta en fase vapor y

sus componentes son dioxido de carbono, agua, acetato de vinilo, etano, etileno, oxıgeno

y acido acetico.

Tuberıa 53:


• Empieza en el divisor 6 y acaba en el intercambiador 2. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.

Tuberıa 54:

• Empieza en el intercambiador 2 y acaba en el mezclador 1. Esta en fase vapor y sus


Intercambiador 3:


la 21.




Tuberıa 19:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 3. Esta en fase

lıquida.

Tuberıa 20:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 3. Esta en fase

lıquida.

Intercambiador 4:


la 44.




Tuberıa 43:

• Empieza en el divisor 4 y termina en el intercambiador 4. Esta en fase lıquida y sus

componentes son acetato de vinilo y acido acetico.

Tuberıa 44:


• Empieza en el intercambiador 4 y acaba en el mezclador 6. Esta en fase lıquida y sus

componentes son acetato de vinilo y acido acetico.

Tuberıa 45:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 4. Esta en fase

lıquida.

Tuberıa 46:


lıquida.

Intercambiador 5:


la 40.




Tuberıa 39:

• Empieza en el divisor 1 y termina en el intercambiador 5. Esta en fase lıquida y contiene

acido acetico.

Tuberıa 40:

• Empieza en el intercambiador 5 y termina en el mezclador 6. Esta en fase lıquida y

contiene acido acetico.

Tuberıa 58:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del intercambiador 5. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 59:


lıquida.

Vaporizador 1:

• Hay dos corrientes de entrada: la 6 y la 2.



• La entrada de la corriente que aporta calor es la 4.

• La salida de la corriente que aporta calor es la 5.

Tuberıa 2:

• Empieza en el mezclador 3 y acaba en el vaporizador 1. Esta en fase lıquida y contiene

acido acetico.

Tuberıa 6:

• Empieza en el mezclador 1 y termina en el vaporizador 1. Esta en fase vapor y sus


Tuberıa 4:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del vaporizador 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 5:

• Es la salida de la corriente auxiliar del vaporizador 1. Esta en fase vapor.



• Es vapor.



• Se usa en el intercambiador 1.

• Es vapor.



• Se usa en el reactor 1.













• Se usa en el condensador parcial 1.




• Se usa en el vaporizador 1.

• Es vapor.






Mezclador 1:



Tuberıa 55:

• Es una entrada del proceso y termina en el mezclador 1. Esta en fase vapor y contiene

etileno y etano.

Mezclador 2:




Tuberıa 10:

• Es una entrada del proceso y termina en el mezclador 2. Esta en fase vapor y contiene

oxıgeno.

Mezclador 3:



Tuberıa 1:

• Es una entrada de proceso y termina en el mezclador 3. Esta en fase lıquida y contiene

acido acetico.

Tuberıa 38:

• Empieza en el divisor 1 y termina en el mezclador3. Esta en fase lıquida y contiene acido

acetico.

Mezclador 4:



Tuberıa 13:

• Es la entrada del circuito auxiliar del reactor 1 y termina en el mezclador 4. Esta en fase

lıquida.

Mezclador 5:



Tuberıa 47:

• Empieza en el divisor 4 y termina en el mezclador 5. Esta en fase lıquida y sus compo-

nentes son acido acetico y acetato de vinilo.


Mezclador 6:



Divisor 1:



Divisor 2:



Tuberıa 32:


Divisor 3:



Tuberıa 29:

• Empieza en el decantador 1 y termina en el divisor 3. Esta en fase lıquida.

Divisor 4:



Divisor 5:



Tuberıa 50:

• Empieza en el divisor 5 y es una salida del proceso. Esta en fase vapor y sus componentes

son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.


Tuberıa 51:

• Empieza en el divisor 5 y termina en el divisor 6. Esta en fase vapor y sus componentes


Divisor 6:



Tuberıa 52:



Compresor 1:

• Es de tipo centrıfugo.

• Se acciona mediante un motor electrico.

• La corriente de entrada es la 22 y la de salida es la 56.

Decantador 1:


• La corriente de salida correspondiente a la fase ligera es la 29.

• La corriente de salida correspondiente a la fase pesada es la 28.

• La salida de vapor es la corriente 57.

Tuberıa 57:

• Empieza en el decantador 1 y es una salida del proceso. Esta en fase vapor.

e:

• Se almacenan las corrientes de entrada al proceso, que son: 55, 10 y 1.

Compuestos:

• Hay tres reactivos en el proceso: acido acetico, oxıgeno y etileno.

• Hay un inerte (etano).

• Hay un producto (acetato de vinilo).


• Hay dos subproductos (agua y dioxido de carbono).

Reaccion 1:


• Reaccionan oxıgeno, acido acetico y etileno.

• Se producen agua y acetato de vinilo.

• La reaccion es irrevesible.

Reactivo 1:

• El etileno reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 1.

Reactivo 2:

• El acido acetico reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 1.

Reactivo 3:

• El oxıgeno reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 1.

Reaccion 2:


• Reaccionan oxıgeno y etileno.

• Se producen agua y dioxido de carbono.

• La reaccion es irrevesible.

Reactivo 4:

• El etileno reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 2.

Reactivo 5:

• El oxıgeno reacciona en el reactor 1 segun la reaccion 2.

Camino 2:


• El componente que sigue el camino es el agua.

• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 28.


Camino 3:



• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 28.

Camino 4:




Camino auxiliar 1:

• Esta localizado en el reactor 1.

• Pasa por las unidades: tuberıa 14, reactor1, tuberıa 15, separador 2, tuberıa 16 y mez-

clador 4.

Camino auxiliar 2:

• Esta localizado en el reactor 1.

• Pasa por las unidades: tuberıa 14, reactor1, tuberıa 15, separador 2 y tuberıa 17.

Camino 5:

• Los componentes que siguen el camino son dioxido de carbono, etano y etileno.

• Pasa por las tuberıas 55, 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49 y 50.

Camino 8:

• El componente que sigue el camino es el acetato de vinilo.


Camino 11:


• Pasa por las tuberıas 55, 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51 y 52.

Camino 12:



• Pasa por las tuberıas 55, 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53 y 54.

• El reciclo lo constituyen las tuberıas 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53 y 54.

Camino 13:

• Los componentes que siguen el camino son dioxido de carbono y oxıgeno.

• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49 y 50.

Camino 16:


• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 30.

Camino 19:


• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51 y 52.

Camino 20:


• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53, 54, 6, 3 y 7.

• El reciclo pasa por las tuberıas 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53, 54, 6, 3 y 7.

Camino 21:

• El componente que sigue el camino es el dioxido de carbono.


Camino 22:

• El componente que sigue el camino es el acido acetico.


• El reciclo lo constituyen las tuberıas 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.

Camino 24:




• El reciclo lo constituyen las tuberıas 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.

Camino 25:


• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37, 39, 40, 41, 42 y 47.

• El reciclo lo constituyen las tuberıas 48, 37, 39, 40, 41, 42 y 47.

Camino 26:


• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37, 39, 40, 41, 42, 43 y 44.

• El reciclo lo constituyen las tuberıas 41, 42, 43 y 44.

Camino 27:


• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51 y 52.

Camino 28:


• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53, 54, 6, 3 y 7.

• El reciclo lo constituyen las tuberıas 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53, 54, 6, 3 y 7.

Reciclo 1:

• Las corrientes por las que pasa son: 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51, 53 y 54.

• Se reciclan oxıgeno, dioxido de carbono, etano y etileno.


Reciclo 2:

• Las corrientes por las que pasa son: 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.

• Se recicla acido acetico.


Reciclo 3:

• Las corrientes por las que pasa son: 48, 37, 39, 40, 41, 42 y 47.



Reciclo 4:

• Las corrientes por las que pasa son: 41, 42, 43 y 44.


El objetivo explıcito de control es controlar la composicion de la corriente de entrada al reactor

porque, para mantener condiciones de operacion seguras, la concentracion de oxıgeno en el reciclo

de gas debe permanecer fuera de la region de explosividad de las mezclas de oxıgeno con el etileno.

5.2.2. Estrategia de control

La tasa de produccion se fija controlando la temperatura del reactor 1 porque la reaccion es

irreversible y hay servicios auxiliares.

Se maximiza el caudal de todas las corrientes del reciclo 1 para mejorar la selectividad del proceso.

Se controla la composicion de oxıgeno de la corriente 11 porque es un objetivo de control. Se controla

actuando sobre la proporcion de las corrientes que se unen en el mezclador 2.

Las reacciones son altamente exotermicas y las altas temperaturas pueden producir danos en el

catalizador y el fenomeno runaway”. Se elimina calor del reactor mediante la circulacion de agua

por la carcasa del reactor. De esta forma se genera vapor y la temperatura del reactor se controla

actuando sobre la temperatura del vapor, que se fija controlando la presion en el separador mediante

la manipulacion de la valvula de salida del vapor.

En los reactores tubulares se controla la temperatura de la corriente de entrada al reactor, para

asegurar que se alcanza la energıa de activacion. Por tanto, hay que controlar la temperatura de la

corriente 11.

En el intercambiador 4 tendremos totalmente abierta la valvula de refrigerante porque interesa

enfriar lo maximo posible (se absorbe mas cuanto mas frıo este el lıquido). En la columna de

absorcion 1 el nivel se controla manipulando el caudal de la corriente 40. Para que la operacion de

absorcion sea efectiva, es decir, para que se consiga la recuperacion de acetato de vinilo deseada,

debe mantenerse una relacion entre el gas y el lıquido que entran en la unidad. El caudal de la

corriente 47 se fija en funcion de la maxima perdida de carga admisible, del caudal de entrada de

gas y de la composicion de acetato de vinilo en la corriente de salida de gas. Se controla el caudal

del reciclo de lıquido (corriente 42). La perdida de carga se controla siempre que haya reciclo de

lıquido.

En la columna de destilacion azeotropica se controla la presion para tener una operacion estable y


segura. Se controla actuando sobre la salida de incondensables del decantador.

Se controla la composicion de agua en el producto de fondo manipulando la corriente de reflujo.

Tambien hay que controlar la composicion de acetato de vinilo en la corriente de fondo para evitar

que polimerice en los intercambios de calor a alta temperatura que se producen en el hervidor y en

el vaporizador. Esta composicion se controla manipulando la carga termica del hervidor.

La presion de la columna de absorcion se controla con la entrada de etileno al proceso.

La temperatura de entrada al reactor se controla con el caudal de vapor del intercambiador 1.

El reactor es catalıtico. Por tanto, esta temperatura de entrada se modificara en funcion de la

composicion de salida del reactor (para tener en cuenta la perdida de actividad del catalizador).

En los intercambiadores de calor 3 y 5 se controla la temperatura de la corriente de salida actuando

sobre el caudal de refrigerante. Se vigilan las temperaturas de las entradas y salidas de las dos

corrientes que intercambian calor en el intercambiador 2.

Para evitar el efecto snowball se fija un caudal en el reciclo de lıquido (el de la corriente 37).

El nivel de la fase pesada del decantador 1 se controla manipulando el caudal de la corriente 28. El

nivel de lıquido total se controla manipulando el caudal de la corriente 29, teniendo en cuenta que

este nivel se ve afectado por los caudales de salida de las fases ligera y pesada.

El nivel del separador 1 se controla con la corriente de salida (23), el nivel de fondo de la columna

con la alimentacion de acido acetico al proceso y el nivel del vaporizador con el caudal de vapor

(corriente 4).

Se controla la composicion de la corriente 52 para que no se acumule el dioxido de carbono en el

proceso y la de la corriente 50 para evitar que se acumule el etano.

La estructura generada se muestra en la Figura 56.

5.3. Proceso de desalquilacion del tolueno

5.3.1. Descripcion del problema

En este proceso se convierten dos reactivos, hidrogeno y tolueno, en benceno, obteniendose

metano y difenilo como subproductos. Tienen lugar dos reacciones en fase vapor:

tolueno + H2 → benceno + CH4

2benceno ⇀↽ difenilo + H2

Las expresiones de las velocidades de reaccion son funcion de las presiones parciales del tolueno,

hidrogeno, benceno y difenilo, con una dependencia de la temperatura de tipo Arrhenius.

El efluente del reactor adiabatico se mezcla con el lıquido procedente del separador y la corriente

resultante cede calor en un intercambiador, precalentando la alimentacion al horno. El efluente del


Figura 56: Estructura de control del proceso de fabricacion de acetato de vinilo.


Figura 57: Proceso de desalquilacion del tolueno.

reactor se enfrıa luego en un intercambio de calor con agua de refrigeracion y se separan vapor

(hidrogeno y metano) y lıquido (benceno, tolueno y difenilo).

La corriente vapor del separador se divide: una parte se purga del proceso y el resto se envıa al com-

presor y se recicla al reactor. Como el metano entra como impureza en la corriente de alimentacion

de hidrogeno y ademas se produce en el reactor, es necesaria la purga para eliminar metano del

proceso y que no se acumule en la corriente de reciclo de gas.

La corriente lıquida procedente del separador tambien se divide: una parte se mezcla con el eflu-

ente del reactor y la otra se alimenta al estabilizador. Esta columna tiene un condensador parcial y

elimina el hidrogeno y metano de los componentes aromaticos lıquidos.


La corriente de fondo del estabilizador se alimenta a la columna en la que se obtiene el producto del

proceso (benceno) como destilado. La corriente de fondo de esta segunda columna contiene tolueno

y difenilo y se alimenta a la columna de reciclo. En esta columna se obtiene tolueno como destilado,

que se recicla al reactor, y por fondo se purga el subproducto difenilo.

Se anade tolueno lıquido a la corriente de reciclo de tolueno y se anade hidrogeno a la corriente de

reciclo de gas.

La alimentacion al reactor se calienta en un horno hasta conseguir la temperatura de entrada que

interese.

En el modulo correspondiente a la topologıa de la planta se generan los siguientes objetos:

Reactor 1:

• Es de tipo tubular.

• No hay una corriente de servicios auxiliares para eliminar calor.

• Es exotermico.

• La entrada del reactor es la corriente 46 y la salida la 47.

• En el reactor tienen lugar la reaccion principal que produce benceno y la secundaria

mediante la que se obtiene el difenilo.

Tuberıa 46:

• Empieza en el horno 1, acaba en el reactor 1 y sus componentes son metano, tolueno e

hidrogeno.

Tuberıa 47:

• Empieza en el reactor 1, acaba en el mezclador 4 y sus componentes son metano, tolueno,

hidrogeno, benceno y difenilo.

Columna 1:


• Es de tipo estabilizador.

• El condensador de cabeza es un condensador parcial.


• La alimentacion de la columna es la corriente 1, el destilado la corriente 6, el reflujo la

corriente 7 y la corriente que se obtiene por fondo es la 3.


• Se controla la composicion de cabeza.

• Tiene una relacion de reflujo alta.

Tuberıa 1:

• Empieza en el divisor 2, acaba en la columna 1 y sus componentes son metano, benceno,

tolueno y difenilo.

Hervidor 1:



• La entrada de los servicios auxiliares corresponde a la corriente 11 y la salida a la corriente

12.

Tuberıa 9 :

• Empieza en el divisor 3 y acaba en el hervidor 1.

Tuberıa 10:


Tuberıa 11:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del hervidor 1.

Tuberıa 12:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del hervidor 1.

Tuberıa 13 :

• Empieza en el divisor 3, acaba en la columna 2 y sus componentes son benceno, tolueno

y difenilo. Es la corriente de fondo de la columna 1.

Condensador parcial 1:

• Es el condensador de cabeza de la columna 1.


• La entrada de los servicios auxiliares corresponde a la corriente 4 y la salida a la corriente

5.


Tuberıa 2:

• Empieza en la columna 1 y acaba en el condensador parcial 1.

Tuberıa 3:

• Empieza en el condensador parcial 1 y acaba en el acumulador parcial 1.

Tuberıa 4:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del condensador parcial 1.

Tuberıa 5:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del condensador parcial 1.

Acumulador parcial 1:

• La corriente de entrada es la 3, la salida en fase vapor corresponde a la corriente 6 y la

salida en fase lıquida a la 7.

Tuberıa 6:

• Empieza en el acumulador parcial 1 y es una salida del proceso. Esta en fase vapor y su

componente es el metano. Es el destilado de la columna 1.

Tuberıa 7:

• Empieza en el acumulador parcial 1, acaba en la columna 1 y esta en fase lıquida.

Columna 2:


• Se separa el producto del proceso.


• El condensador de cabeza es un condensador total.

• El destilado corresponde a la corriente 20, la corriente de fondo es la 26 y el reflujo es la

19.

• Hay una corriente de alimentacion (corriente 3).

• La columna no tiene una relacion de reflujo alta.


• Se controla la composicion de cabeza porque el destilado es una salida del proceso y el

producto se obtiene por cabeza.

Hervidor 2:



• La entrada de la corriente de servicios auxiliares es la 24 y la salida la 25.

Tuberia 22:

• Empieza en el divisor 5 y acaba en el hervidor 2. Esta en fase lıquida.

Tuberia 23:


Tuberıa 24:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del hervidor 2. Esta en fase vapor.

Tuberıa 25:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del hervidor . Esta en fase vapor.

Tuberıa 26:

• Empieza en el divisor 5 y acaba en la columna 3. Esta en fase lıquida y sus componentes

son tolueno y difenilo. Es la corriente de fondo de la columna 2.

Condensador total 2:

• Es el condensador de cabeza de la columna 2.


• La corriente auxiliar de entrada es la 16 y la de salida es la 17.

Tuberıa 14:

• Empieza en la columna 2 y acaba en el condensador total 2. Esta en fase vapor.

Tuberıa 15:

• Empieza en el condensador total 2 y acaba en el acumulador total 2.


Tuberıa 16:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del condensador total 2. Esta en fase

lıquida.

Tuberia 17:

• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del condensador total 2. Esta en fase

lıquida.

Acumulador total 2:


Tuberia 18:

• Empieza en el acumulador total 2 y acaba en el divisor 4.

Tuberıa 20:

• Empieza en el divisor 4 y es una salida del proceso. Esta en fase lıquida y su componente

es el benceno. Es el destilado de la columna 2.

Tuberıa 19:


Columna 3:


• Es de tipo purga.


• El condensador de cabeza es un condensador total.

• La corriente de destilado es la 33, la de fondo la 35 y el reflujo de la columna corresponde

a la corriente 32.

• La columna tiene una corriente de alimentacion (corriente 26).

• La relacion de reflujo no es alta.

• Se controla la composicion de la corriente de fondo porque es una salida del proceso.

Hervidor 3:




Tuberıa 36:

• Empieza en el divisor 7 y acaba en el hervidor 3. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 37:


Tuberıa 38:

• Es la corriente auxiliar de entrada del hervidor 3. Esta en fase vapor.

Tuberıa 39:

• Es la corriente auxiliar de salida del hervidor 3. Esta en fase vapor.

Tuberia 35:

• Es una corriente de salida de proceso y empieza en el divisor 7. Esta en fase lıquida y

contiene difenilo. Es la corriente de fondo de la columna 3.




Tuberıa 27:

• Empieza en la columna 3 y acaba en el condensador total 3. Esta en fase vapor.

Tuberıa 28:

• Empieza en el condensador total 3 y acaba en el acumulador total 3.

Tuberıa 29:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del condensador total 3. Esta en fase

lıquida.

Tuberıa 30:


• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del condensador total 3. Esta en fase

lıquida.

Acumulador total 3:


Tuberia 31:

• Empieza en el acumulador total 3 y acaba en el divisor 6. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 33:

• Empieza en el divisor 6 y acaba en el mezclador 1. Esta en fase lıquida y contiene tolueno.

Es el destilado de la columna 3.

Tuberıa 32:


Separador 1:



• La corriente de salida en fase lıquida es la 53.

Tuberıa 50:

• Empieza en el intercambiador de calor 2 y acaba en el separador 1. Los componentes de

la corriente son hidrogeno, benceno, metano, tolueno y difenilo.

Tuberia 53:

• Empieza en el separador 1 y acaba en el divisor 2. Esta en fase lıquida y sus componentes

son metano, benceno, tolueno y difenilo.

Tuberıa 55:

• Empieza en el separador 1 y acaba en el divisor 1. Esta en fase vapor y sus componentes

son hidrogeno y metano.

Intercambiador 1:

• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la 44 y la salida la 45.


• La entrada de la otra corriente que intercambia calor es la 48 y la salida la 49.


Tuberıa 44:

• Empieza en el mezclador 3 y acaba en el intercambiador 1. Sus componentes son metano,

tolueno e hidrogeno.

Tuberia 45:

• Empieza en el intercambiador 1 y acaba en el horno 1. Sus componentes son metano,


Tuberia 48:

• Empieza en el mezclador 4 y acaba en el intercambiador 1. Sus componentes son hidrogeno,

metano, benceno, tolueno y difenilo.

Tuberıa 49:

• Empieza en el intercambiador 1 y acaba en el intercambiador 2. Los componentes de la

corriente son hidrogeno, benceno, metano, tolueno y difenilo.

Intercambiador 2:


• La entrada de la otra corriente que intercambia calor es la 51 y la salida la 52.

• El intercambio de calor es entre una corriente de proceso y una corriente auxiliar.

Tuberıa 51:

• Es la entrada de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador de calor 2. Esta

en fase lıquida.

Tuberıa 52:


lıquida.


• Se usa en el condensador parcial 1.






• Es vapor.



• Se usa en el condensador total 2.





• Es vapor.








• Es vapor.







Mezclador 1:



Tuberıa 40:

• Es una entrada del proceso y acaba en el mezclador 1. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son hidrogeno y metano.

Tuberıa 41:

• Empieza en el mezclador 1 y acaba en el mezclador 2. Sus componentes son hidrogeno,

metano y tolueno.

Mezclador 2:



Tuberıa 58:

• Empieza en el compresor 1 y acaba en el mezclador 2. Esta en fase vapor y sus compo-

nentes son hidrogeno y metano.

Tuberia 42:

• Empieza en el mezclador 2 y termina en el mezclador 3. Sus componentes son metano,


Mezclador 3:



Tuberıa 43:

• Es una entrada de proceso y acaba en el mezclador 3. Esta en fase lıquida y contiene

tolueno.

Mezclador 4:




Tuberıa 54:

• Empieza en el divisor 2 y termina en el mezclador 4. Esta en fase lıquida y sus compo-

nentes son metano, benceno, tolueno y difenilo.

Divisor 1:



Tuberıa 56:



Tuberia 57:

• Empieza en el divisor 1 y acaba en el compresor 1. Esta en fase vapor y sus componentes


Divisor 2:



Divisor 3:



Tuberıa 8:

• Empieza en la columna 1 y acaba en el divisor 3. Esta en fase lıquida.

Divisor 4:



Divisor 5:




Tuberıa 21:

• Empieza en la columna 2 y acaba en el divisor 5. Esta en fase lıquida.

Divisor 6:



Divisor 7:



Tuberıa 34:


Horno 1:

• La corriente de entrada de aire es la 59.

• La corriente de entrada de combustible es la 60.

• La entrada de la corriente de proceso que se calienta en el horno es la 45 y la salida la

46.

Tuberia 59:

• Es la corriente de entrada de aire en el horno 1.

Tuberıa 60:

• Es la corriente de entrada de combustible en el horno 1.

Compresor 1:

• Es de tipo centrıfugo.

• Esta accionado mediante un motor electrico.



e:

• Se almacenan las entradas del proceso que son las corrientes 40 y 43.

Compuestos:

• El proceso tiene dos reactivos, que son hidrogeno y tolueno.

• En el proceso hay un inerte: metano.

• El producto que se obtiene en el proceso es el benceno.

• El difenilo es un subproducto que tambien se obtiene en el proceso.

• Se conocen las volatilidades relativas de los componentes que intervienen en el proceso. En

orden decreciente, las volatilidades son: hidrogeno, metano, benceno, tolueno y difenilo.

Reaccion 1:


• Tiene dos reactivos (tolueno e hidrogeno) y dos productos (benceno y metano).


Reactivo 1:

• El hidrogeno reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reactivo 2:

• El tolueno reacciona segun la reaccion 1 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Reaccion 2:


• Tiene un reactivo (benceno) y dos productos (hidrogeno y difenilo).


Reactivo 3:

• El benceno reacciona segun la reaccion 2 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.

Camino 2:



• El componente es el metano.

• Pasa por las siguientes corrientes: 40, 41, 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53, 1 y 6.

• Pasa por las siguientes unidades: tuberıa 40, mezclador 1, tuberıa 41, mezclador 2, tuberıa

42, mezclador 3, tuberıa 44, intercambiador 1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor

1, tuberia47, mezclador 4, tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa 49, intercambiador 2,

tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 1, columna 1 y tuberıa 6.

Camino 3:


• Los compuestos que siguen este camino son el hidrogeno y el metano.

• Pasa por las siguientes tuberıas: 40, 41, 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 55 y 56.




tuberıa 50, separador 1, tuberıa 55, divisor 1 y tuberıa 56.

Camino 4:


• El compuesto que sigue este camino es el metano.

• Pasa por las siguientes tuberıas: 40, 41, 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53 y 54.




tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 54 y mezclador 4.

• El reciclo lo constituyen las corrientes 48, 49, 50, 53 y 54.

• Las unidades que constituyen el reciclo son: tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa 49,

intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 54 y mezclador

4.

Camino 8:


• Los componentes que siguen este camino son hidrogeno y metano.

• Pasa por las corrientes 40, 41, 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 55, 57 y 58.


• Pasa por las unidades: tuberıa 40, mezclador 1, tuberıa 41, mezclador 2, tuberıa 42,

mezclador 3, tuberıa 44, intercambiador 1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tu-

beria47, mezclador 4, tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa 49, intercambiador 2, tuberıa

50, separador 1, tuberıa 55, divisor 1, tuberıa 57, compresor 1, tuberıa 58 y mezclador 2.

• Las corrientes que constituyen el reciclo son: 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 55, 57 y 58.

• Las unidades que constituyen el reciclo son: tuberıa 42, mezclador 3, tuberıa 44, inter-

cambiador 1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tuberıa 47, mezclador 4, tuberıa

48, intercambiador 1, tuberıa 49, intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 55,

divisor 1, tuberıa 57, compresor 1, tuberıa 58 y mezclador 2.

Camino 10:


• El componente que sigue este camino es el tolueno.

• Las corrientes por las que pasa el camino son: 43, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53 y 54.

• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 43, mezclador 3, tuberıa 44, inter-

cambiador 1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tuberia47, mezclador 4, tuberıa


divisor 2, tuberıa 54 y mezclador 4.

• El reciclo lo constituyen las corrientes: 48, 49, 50, 53 y 54.

• El reciclo lo constituyen las unidades: tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa 49, intercam-

biador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberia54y mezclador 4.

Camino 12:


• El componente que pasa por este camino es el tolueno.

• Las corrientes que pertenecen al camino son: 43, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53, 1, 13, 26,

33, 41 y 42.

• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 43, mezclador 3, tuberıa 44, inter-

cambiador 1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tuberia47, mezclador 4, tuberıa


divisor 2, tuberıa 1, columna 1, tuberıa 13, columna 2, tuberıa 26, columna 3, tuberıa

33, mezclador 1, tuberıa 41, mezclador 2, tuberıa 42 y mezclador 3.


• El reciclo lo constituyen las corrientes: 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53, 1, 13, 26, 33, 41 y

42.

• El reciclo lo constituyen las unidades: tuberia44, intercambiador1, tuberıa 45, horno 1,

tuberıa 46, reactor 1, tuberıa 47, mezclador 4, tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa

49, intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 1, columna

1, tuberıa 13, columna 2, tuberıa 26, columna 3, tuberıa 33, mezclador 1, tuberıa 41,

mezclador 2, tuberıa 42 y mezclador 3.

Reciclo 1:

• Corresponde a las corrientes: 48, 49, 50, 53 y 54.

• Los componentes que se reciclan son tolueno y metano.

• Las unidades que corresponden al reciclo son: tuberıa 48, intercambiador 1, tuberıa 49,

intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 54 y mezclador

4.

• La corriente auxiliar que esta dentro del reciclo es la correspondiente al intercambiador

2.

Reciclo 2:

• Corresponde a las corrientes: 42, 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 55, 57 y 58.

• Los compuestos que se reciclan son hidrogeno y metano.

• Las unidades correspondientes son: tuberıa 42, mezclador 3, tuberıa 44, intercambiador

1, tuberıa 45, horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tuberıa 47, mezclador 4, tuberıa 48, inter-

cambiador 1, tuberıa 49, intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 55, divisor 1,

tuberıa 57, compresor 1, tuberıa 58 y mezclador 2.

• La corriente auxiliar que esta dentro del reciclo es la correspondiente al intercambiador

2.

• El reactor que pertenece al reciclo es el reactor 1.

Reciclo 3:

• Corresponde a las corrientes 44, 45, 46, 47, 48, 49, 50, 53, 1, 13, 26, 33, 41 y 42.

• El componente que se recicla es el tolueno.

• Las unidades que constituyen el reciclo son: tuberıa 44, intercambiador 1, tuberıa 45,

horno 1, tuberıa 46, reactor 1, tuberıa 47, mezclador 4, tuberıa 48, intercambiador 1,


tuberıa 49, intercambiador 2, tuberıa 50, separador 1, tuberıa 53, divisor 2, tuberıa 1,

columna 1, tuberıa 13, columna 2, tuberıa 26, columna 3, tuberıa 33, mezclador 1, tuberıa

41, mezclador 2, tuberıa 42 y mezclador 3.

• La corriente auxiliar que pertenece al reciclo es la correspondiente al intercambiador 2.

• El reactor que pertenece al reciclo es el reactor 1.

SC 1:

• Las columnas que estan dispuestas en serie son: columna 1, columna 2 y columna 3.

• El camino al que pertenecen las columnas es el camino 12.

El unico objetivo explıcito de control es que hay que mantener la temperatura de la corriente 48 en

1150 F.

5.3.2. Estrategia de control

No hay limitaciones de reactivos ni una determinada demanda de productos. Por tanto, hay

que fijar la tasa de produccion del proceso controlando una variable dominante en el reactor: la

variable seleccionada es la temperatura de entrada al reactor 1 porque la reaccion es irreversible y

no hay servicios auxiliares en el reactor. Esta temperatura se va a controlar modificando el aporte

de combustible en el horno 1. El esquema de control del horno, como ya se ha indicado, evita que

se produzca una explosion en el horno.

Se maximiza el caudal del reciclo 2 (que estara limitado por la capacidad del compresor 1) para

mejorar la selectividad del proceso. De esta forma se elimina un grado de libertad.

Se controla la presion en el reciclo manipulando el caudal de la alimentacion de hidrogeno (corriente

40). Esta presion refleja el inventario de hidrogeno en el reciclo.

La presion de la columna 1 se controla manipulando la corriente de destilado (corriente 6) ya que hay

condensacion parcial. En las columnas 2 y 3 hay condensacion total y para el control de la presion se

actua sobre el caudal de la corriente auxiliar del condensador (corrientes 16 y 29 respectivamente).

Hay que mantener una temperatura determinada en la corriente 48. Esto se consigue actuando sobre

el caudal de la corriente lıquida (corriente 54) que se recicla desde el separador 1. Controlando esta

temperatura se evita la formacion de subproductos en el intercambiador 1.

El nivel del separador se controla manipulando el caudal de la corriente lıquida de salida (corriente

53).


Hay que fijar un caudal en el reciclo de tolueno al reactor: se fija el caudal de la corriente 33.

La columna 1 es de tipo estabilizador: el nivel del acumulador de cabeza se controla con los servicios

auxiliares del condensador parcial 1, el nivel de fondo con la corriente 33, la composicion de cabeza

variando la carga termica del condensador y se fija el caudal de reflujo.

En la columna 2 se obtiene el producto del proceso. El nivel de cabeza se controla manipulando el

caudal de producto (corriente 20), el nivel de fondo manipulando la corriente de fondo (26) y la com-

posicion de cabeza actuando sobre el reflujo de la columna. El lazo de control del caudal de vapor

en el hervidor se fija de forma independiente (se ajustara en funcion de la carga de la columna). En

la columna 3, no se puede usar la corriente de destilado para controlar el nivel de cabeza porque ya

se ha fijado su caudal y tampoco se puede usar la corriente de reflujo porque su caudal es pequeno.

Por tanto, el nivel del acumulador de cabeza se controla manipulando la alimentacion de tolueno

al proceso (corriente 43) porque este nivel refleja el inventario de tolueno en el proceso. El nivel de

fondo no se puede controlar manipulando el caudal de la corriente de fondo porque es pequeno. Por

tanto hay que actuar sobre la carga termica del hervidor 3, ya que su efecto es mayor. Se controla

la composicion de fondo porque es una salida del proceso e interesa evitar perdidas de tolueno. Una

alternativa puede ser controlar tambien la composicion del destilado porque se recicla al reactor

(para tener condiciones mas constantes en el reactor). En este caso, la composicion de cabeza se

controla actuando sobre el caudal de reflujo y, si no se controla la composicion de cabeza, el caudal

de reflujo se establecera en funcion de la alimentacion de la columna.

En las tres columnas pueden inferirse las composiciones a partir de la medida de la temperatura

porque los perfiles de temperatura son adecuados. En el intercambiador 1 no se controla ninguna

temperatura (solo se vigilan) mientras que en el intercambiador 2 se asegura, controlando la tempe-

ratura de salida, que el calor aportado y el generado en el horno se disipan y no se reciclan al reactor.

Se esta suponiendo que el diseno del intercambiador 1 es adecuado, es decir, que el intercambiador

1 no es demasiado grande (para que no se recicle el calor) y que el horno funciona bajo condiciones

normales (el lazo del quench debe actuar adecuadamente).

En la corriente de purga del reciclo (corriente 56) se manipula el caudal para controlar la composi-

cion de metano en el reciclo (se evita que se acumule). Los resultados se muestran en la Figura 58.


Figura 58: Estructura de control del proceso HDA

5.4. Proceso de isomerizacion de n-butano a isobutano


Es un proceso simple (consiste en un reactor, dos columnas de destilacion y una corriente lıquida

de reciclo) que tiene como objetivo la conversion del n-butano en isobutano segun la reaccion:


C4 → iC4,

que tiene lugar en fase vapor a elevadas presiones y temperaturas.

La reaccion es exotermica y el efluente del reactor se emplea para precalentar la alimentacion.

Despues, este efluente condensa y se alimenta a una columna para separar el isobutano del n-butano.

La entrada del proceso (que es una mezcla de isobutano y n-butano con propano e isopentano como

impurezas) tambien se alimenta a esta columna para eliminar parte del isobutano y todo el propano

antes de enviar el n-butano al reactor. La corriente de fondo de la columna contiene la mayor parte

del n-butano alimentado, algo de isobutano y todo el isopentano. Para que este ultimo no se acumule

en el proceso, hay una columna de purga en la que, ademas, se pierde algo de n-butano.

El destilado de la columna de purga se recicla al reactor pasando antes por el intercambiador y por

el horno.

Durante la ejecucion del modulo correspondiente a la topologıa, se generan los objetos:

Figura 59: Proceso de isomerizacion.

Reactor 1:

• Es un reactor de tipo tubular.



• La reaccion es exotermica.

• No hay eliminacion de calor en el reactor mediante servicios auxiliares.


• Tiene lugar la reaccion de conversion del n-butano en isobutano.

Tuberıa 22:

• Empieza en el horno 1 y termina en el reactor 1. Contiene n-butano y esta en fase vapor.

Tuberıa 23:

• Empieza en el reactor 1 y termina en el intercambiador 1. Contiene n-butano e isobutano

y esta en fase vapor.

Columna 1:



• Hay condensacion total en el condensador de cabeza.

• Es de tipo superfraccionador. La separacion entre el isobutano y el n-butano es difıcil

debido a sus similares volatilidades relativas y esto hace que la columna opere con una

relacion de reflujo (R/D) alta.

• Las corrientes de alimentacion a la columna son la 1y la 25.

• El destilado es la corriente 34, el reflujo la 33 y la corriente de fondo es la 7.

• En esta columna se separa el producto del proceso.

• Se controla la composicion de cabeza porque el destilado es una corriente de salida.

Tuberıa 1:

• Es una entrada de proceso y termina en la columna 1. Contiene n-butano, isobutano,

propano e isopentano y esta en fase lıquida.

Tuberıa 25:

• Empieza en el condensador 3 y termina en la columna 1. Contiene n-butano e isobutano

y esta en fase lıquida.

Hervidor 1:




Tuberıa 3:


Tuberıa 4:

• Empieza en el hervidor 1 y termina en la columna 1.

Tuberıa 5:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del hervidor 1 y esta en fase vapor.

Tuberıa 6:

• Es la salida de la corriente auxiliar del hervidor 1 y esta en fase vapor.

Tuberıa 7:

• Empieza en el divisor 2 y termina en la columna 2. Contiene n-butano e isobutano y esta

en fase lıquida.




Tuberıa 30:

• Empieza en la columna 1 y termina en el condensador total 1. Esta en fase vapor.

Tuberıa 31:

• Empieza en el condensador total 1 y termina en el acumulador 1.

Tuberıa 35:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del condensador total 1 y esta en fase lıquida.

Tuberıa 36:

• Es la salida de la corriente auxiliar del condensador total 1 y esta en fase lıquida.


Acumulador total 1:


Tuberıa 32:

• Empieza en el acumulador 1 y termina en el divisor 1. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 34:

• Empieza en el divisor 1 y es una salida del proceso. Es el destilado de la columna 1,

contiene propano e isobutano y esta en fase lıquida.

Tuberıa 33:

• Empieza en el divisor 1 y termina en la columna 1. Es la corriente de reflujo de la columna

1 y esta en fase lıquida.

Columna 2:



• Tipo de condensador de cabeza: condensador total.

• Tipo de columna: columna de purga.

• La alimentacion de la columna es la corriente 7.

• El destilado es la corriente 12, la corriente de fondo es la 20 y la corriente de reflujo la

11.

• Se controla la composicion de fondo porque es una salida del proceso.

Hervidor 2:



Tuberıa 16:


Tuberıa 17:

• Empieza en el hervidor 2 y termina en la columna 2.


Tuberıa 18:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del hervidor 2 y esta en fase vapor.

Tuberıa 19:

• Es la salida de la corriente auxiliar del hervidor 2 y esta en fase vapor.

Tuberıa 20:

• Empieza en el divisor 4 y es una salida del proceso. Contiene isopentano y esta en fase

lıquida.




Tuberıa 8:

• Empieza en la columna 2 y termina en el condensador total 2. Esta en fase vapor.

Tuberıa 9:

• Empieza en el condensador total 2 y termina en el acumulador 2.

Tuberıa 13:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del condensador total 2 y esta en fase lıquida.

Tuberıa 14:

• Es la salida de la corriente auxiliar del condensador total 2 y esta en fase lıquida.

Acumulador total 2:


Tuberıa 10:

• Empieza en el acumulador 2 y termina en el divisor 3. Esta en fase lıquida.

Tuberıa 12:

• Empieza en el divisor 3 y termina en el intercambiador 1. Es el destilado de la columna

2, contiene n-butano y esta en fase lıquida.


Tuberıa 11:

• Empieza en el divisor 3 y termina en la columna 2. Es la corriente de reflujo de la columna

2 y esta en fase lıquida.

Condensador 3:



Tuberıa 24:

• Empieza en el intercambiador 1 y termina en el condensador 3. Contiene n-butano e

isobutano y esta en fase vapor.

Tuberıa 26:

• Es la entrada de la corriente auxiliar del condensador 3 y esta en fase lıquida.

Tuberıa 27:

• Es la salida de la corriente auxiliar del condensador 3 y esta en fase lıquida.

Intercambiador 1:



• La entrada de la otra corriente es la 23 y la salida la 24.

Tuberıa 21:

• Empieza en el intercambiador 1 y termina en el horno 1. Contiene n-butano.



• Se trata de una corriente de agua de refrigeracion.





• Se trata de una corriente de vapor.








• Se trata de una corriente de vapor.



• Se usa en el condensador 3.



Divisor 1:

• La tuberıa 32 se divide en las tuberıas 33 y 34.

Divisor 2:


Tuberıa 2:


Divisor 3:


Divisor 4:


Tuberıa 15:



Horno 1:

• Entrada de la corriente de aire: tuberıa 28.

• Entrada de la corriente de combustible: tuberıa 29.

• La entrada de la corriente de proceso es la 21 y la salida la 22.

Tuberıa 28:

• Es la corriente de aire del horno 1.

Tuberıa 29:

• Es la corriente de combustible del horno 1.

e:

• Solo hay una corriente de entrada al proceso (corriente 1).

Compuestos:

• Hay un reactivo (n-butano).

• Hay dos inertes (propano e isopentano).

• Hay un producto (isobutano).

• Por orden decreciente de volatilidades, los compuestos se ordenan: propano, isobutano,

n-butano e isopentano.

Reaccion 1:


• Tiene un reactivo (n-butano) y un producto (isobutano).


Reactivo 1:

• El n-butano reacciona en fase vapor en el reactor 1 segun la reaccion 1.

Camino 1:

• El camino lo siguen el propano y el isobutano.


• Pasa por las corrientes 1 y 34.

• Pasa por las unidades: tuberıa 1, columna 1 y tuberıa 34.

Camino 2:


• El camino lo sigue el n-butano.

• Pasa por las corrientes 1, 7, 12, 21, 22, 23, 24 y 25.

• Pasa por las unidades: tuberıa 1, columna 1, tuberıa 7, columna 2, tuberıa 12, intercam-

biador 1, tuberıa 21, horno 1, tuberıa 22, reactor 1, tuberıa 23, intercambiador 1, tuberıa

24, condensador 3, tuberıa 25 y columna 1.

• El reciclo lo constituyen las corrientes 7, 12, 21, 22, 23, 24 y 25.

• El reciclo lo constituyen las unidades tuberıa 7, columna 2, tuberıa 12, intercambiador

1, tuberıa 21, horno 1, tuberıa 22, reactor 1, tuberıa 23, intercambiador 1, tuberıa 24,

condensador 3, tuberıa 25 y columna 1.

Camino 3:

• El camino lo sigue el isopentano.

• Pasa por las corrientes 1, 7 y 20.

• Pasa por las unidades: tuberıa 1, columna 1, tuberıa 7, columna 2 y tuberıa 20.

Reciclo 1:

• Pasa por las corrientes 7, 12, 21, 22, 23, 24 y 25.

• Se recicla el n-butano.

• Pasa por las unidades tuberıa 7, columna 2, tuberıa 12, intercambiador 1, tuberıa 21,

horno 1, tuberıa 22, reactor 1, tuberıa 23, intercambiador 1, tuberıa 24, condensador 3,

tuberıa 25 y columna 1.


SC1:

• En el camino 3 hay dos columnas en serie (la 1 y la 2).

SC2:

• En el camino 2 hay dos columnas en serie (la 1 y la 2).


Existe una restriccion sobre el valor maximo de la presion en el reactor 1.

Se van a distinguir dos casos segun que la reaccion sea irreversible o reversible (si es reversible, en

el modulo correspondiente a la topologıa se crean los mismos objetos y la unica diferencia es que en

la Reaccion 1 tendremos que es de tipo reversible).

5.4.2. Caso 1: Estrategia de control si la reaccion es irreversible

La tasa de produccion se fija controlando la temperatura de entrada del reactor 1 porque la

reaccion es irreversible y no hay servicios auxiliares.

Esta temperatura se controla manipulando la entrada de combustible del horno 1. El esquema de

control del horno evita que se produzca una explosion, como se indica en el apartado correspondiente

al control de hornos.

Se vigilan las temperaturas de las entradas y salidas de las dos corrientes que intercambian calor

en el intercambiador 1. Se supone que el diseno del intercambiador de calor es adecuado, de forma

que sea lo suficientemente pequeno como para que no se recicle al reactor el calor generado (si este

intercambiador de calor fuera grande habrıa que hacer un by-pass).

Se controla la presion del reactor porque la reaccion es en fase vapor. Se controla actuando sobre

la cantidad de vapor: se controla lo que condensa en el condensador 3 manipulando el caudal de la

corriente de servicios auxiliares. El setpoint del controlador de presion se tiene que fijar de forma

que no se alcance la presion maxima especificada.

En el proceso hay un reciclo de lıquido y se va a fijar un caudal en una de las corrientes. Cuando hay

varias posibilidades, se elige la corriente que constituya la alimentacion de la unidad cuya operacion

sea mas crıtica. En este caso se podrıa fijar el caudal de la corriente 12 o de la corriente 7. Se fija el

de la corriente 12 porque es la alimentacion del reactor mientras que la corriente 7 es la alimentacion

de la columna de purga.

Las presiones de las dos columnas se controlan manipulando el caudal del agua de refrigeracion del

condensador de cabeza. En las columnas de destilacion la presion se controla para asegurar una

operacion estable y segura. Se empieza el control de las columnas por la columna 2 porque no se

puede manipular la corriente de destilado.

En la columna 1 el perfil de temperaturas es plano por lo que va a ser necesario un analizador de

composicion. En cambio, en la columna 2 se puede medir la temperatura para inferir la composicion.

En la columna 2 se controla el nivel del acumulador de cabeza con la entrada de vapor porque el

caudal de reflujo es pequeno. El nivel de fondo se controla con la alimentacion de la columna y la

composicion de fondo con el caudal de la corriente de fondo (se controla la composicion de n-butano

en la corriente de purga).


Como la columna 1 tiene una relacion de reflujo alta se controla el nivel del acumulador de cabeza

manipulando el caudal de la corriente de reflujo. Se controla la composicion de cabeza (que es una

especificacion del proceso) manipulando el caudal de la corriente del destilado. El nivel de fondo se

controla manipulando el caudal de la alimentacion de la columna.

El calor aportado en el horno (para calentar la alimentacion al reactor hasta una temperatura tal que

se inicie la reaccion) y el generado en el reactor exotermico tienen que eliminarse en el condensador.

En el condensador 3 no se puede actuar sobre la salida de condensado (hay valvula) y el area de

intercambio de calor se varıa manipulando el caudal de entrada de refrigerante: controlamos el nivel

de lıquido manipulando el caudal de refrigerante.

La estructura de control descrita corresponde a la primera alternativa generada por el sistema

experto. La segunda alternativa coincide con la primera excepto en que se controla la composicion

de isopentano en el destilado de la columna 2. El control se efectua actuando sobre el caudal de

reflujo. Esta composicion se controla para tener condiciones constantes en la seccion de reaccion

pero al controlarse dos composiciones en la columna podrıa producirse interaccion entre los lazos

de control.

La estructura generada se muestra en la Figura 60.

5.4.3. Caso 2: Estrategia de control si la reaccion es reversible

Como la reaccion es exotermica, la energıa de activacion de la reaccion inversa es mayor que

la de la reaccion directa. Por tanto, un aumento de temperatura provoca que la velocidad de la

reaccion inversa aumente mas rapidamente que la de la directa. La conversion aumenta si disminuye

la temperatura pero, si la temperatura disminuye demasiado, ambas reacciones seran muy lentas.

Por tanto, no se selecciona la temperatura de entrada al reactor para controlar la tasa de produccion

sino que se va a controlar la concentracion de entrada (la produccion depende de la proporcion entre

isobutano y n-butano).

Aunque no se emplee la temperatura de entrada al reactor para controlar la tasa de produccion, esa

temperatura tambien se tiene que controlar en este caso para asegurar que se inicia la reaccion.

Por tanto, la estructura de control va a ser como la de la Figura 60 pero controlando las composi-

ciones de fondo de la columna 1 (manipulando la entrada de vapor al hervidor) y de cabeza de la

columna 2 (actuando sobre el caudal de reflujo). Segun esto se controlan las dos composiciones en

las dos columnas y hay que vigilar si hay acoplamiento entre los lazos de control.


Figura 60: Estructura de control del proceso de isomerizacion cuando la reaccion es irreversible.


6. Pasos futuros

Debido al caracter modular del sistema experto, es facilmente ampliable y se pueden seguir

anadiendo nuevas reglas y mas tipos de unidades (estan incluidas las unidades mas frecuentes).

Otro aspecto que se puede mejorar es la interfaz con el usuario para facilitar la entrada y salida de

datos.

Las estructuras generadas por el sistema experto estan basadas en heurısticas de control y son

validas y normalmente buenas pero se puede ir mas alla garantizando su estabilidad y evaluando

como de buenas y de controlables son estas estructuras. Para ello, la ejecucion del sistema experto

se convierte en parte de un procedimiento mas amplio.

El procedimiento propuesto es el siguiente:

1. Definicion del proceso (topologıa y equipos).

2. Establecer los objetivos de control.

3. Ejecutar el sistema experto, generacion de varias alternativas.

4. Optimizacion para obtener variables controladas.

5. Primera seleccion de alternativas.

6. Analisis de controlabilidad y estabilidad de las alternativas.

7. Clasificacion y seleccion de la estructura final de control.

Los tres primeros puntos eran el objetivo de este proyecto pero para completar el procedimiento

tienen que desarrollarse los cuatro ultimos puntos.

El sistema experto ofrece estructuras de control que tienen en cuenta la planta completa y que son

buenas. El unico problema es que no se escoge la optima de entre las mismas. La principal ventaja

es que no se necesita un modelo de la planta. Si se quiere buscar la mejor opcion, se necesita un

coste adicional de construccion del modelo y la aplicacion de los puntos 4-7 del procedimiento antes

expuesto.

Dos de las cinco tareas del control a nivel de planta solo se han tenido en cuenta en algunos casos

concretos. Estas dos tareas son la seleccion de variables medidas y la seleccion del tipo de contro-

lador. Investigando sobre estos dos aspectos se puede mejorar y completar la estructura de control

generada por el sistema experto.


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