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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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 2
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 3
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
5.2.1. Caracterısticas del proceso . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 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
5.4.1. Caracterısticas del proceso . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 4
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 5
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
23. Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la
composicion de salida . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . . 78
24. Modificacion de la temperatura de entrada de un reactor tubular en funcion de la
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 6
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 7
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 8
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)
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 9
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 10
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 11
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 12
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 13
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 14
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 15
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 16
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 17
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 18
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 19
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 20
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 21
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,
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 22
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 23
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 24
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 25
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 26
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 27
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 28
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 29
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 30
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 31
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 32
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 33
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 34
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 35
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 36
• 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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 37
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 38
• 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)
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 39
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 40
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 41
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 42
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 43
• 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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 44
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 45
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 46
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%.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 47
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 48
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 49
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 50
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 51
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 52
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 53
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 54
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 55
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 56
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 57
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 58
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 59
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.
Para ejecutar este modulo simplemente hay que seleccionar ”Load Batch”dentro del menu ”File” y
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.
Para ejecutar este modulo simplemente hay que seleccionar ”Load Batch”dentro del menu ”File” y
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 60
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 61
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 62
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 63
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 64
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 65
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 66
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 67
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 68
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-
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 69
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 70
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 71
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 72
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 73
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-
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 74
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 75
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 76
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 77
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 78
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 79
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 80
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 81
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 82
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-
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 83
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 84
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 85
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 86
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 87
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 88
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 89
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 90
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 91
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 92
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 93
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 94
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,
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 95
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 96
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 97
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 98
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 99
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 ).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 100
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 101
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 102
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 103
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),
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 104
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 105
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 106
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 107
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 108
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 109
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 110
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 111
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 112
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 113
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 114
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-
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 115
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 116
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 117
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 118
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 119
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 120
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 121
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
son A, B, C, D, E, F, G y H.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 122
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 123
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
son A, B, C, D, E, F, G y H.
Condensador 2:
• La corriente de entrada es la 7 y la de salida la 10.
• La corriente auxiliar de entrada es la 11 y la de salida la 12.
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 124
• Se usa en el reactor 1.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 8 y la salida la 9.
Corriente auxiliar 2:
• Se usa en el condensador 2.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 11 y la salida la 12.
Corriente auxiliar 3:
• Se usa en el hervidor 1.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 22 y la salida la 23.
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:
• Las corrientes que se mezclan son la 2 y la 3.
• La corriente de salida es la 4.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 125
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:
• Las corrientes que se mezclan son la 4 y la 5.
• La corriente de salida es la 6.
Tuberıa 5:
• Es una entrada de proceso y termina en el mezclador 3. Esta en fase vapor y contiene E.
Divisor 1:
• La corriente de entrada es la 13.
• 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
son A, B, C, D, E, F, G y H.
Tuberıa 16:
• Empieza en el divisor 1 y termina en el compresor 1. Esta en fase vapor y sus componentes
son A, B, C, D, E, F, G y H.
Divisor 2:
• La corriente de entrada es la 19.
• Las corrientes de salida son la 20 y la 24.
Tuberıa 19:
• Empieza en la columna 1 y termina en el divisor 2. Esta en fase lıquida.
Compresor 1:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 126
• Es un compresor centrıfugo.
• Se acciona mediante un motor electrico.
• La corriente de entrada es la 16 y la de salida la 17.
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:
• Se produce en el reactor 1.
• Tiene tres reactivos (A, C y E) y un producto (H).
• Es irreversible.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 127
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).
• Es irreversible.
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).
• Es irreversible.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 128
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• Este camino lo siguen F, G y H.
• Las tuberıas por las que pasa son: 1, 2, 4, 6, 7, 10, 14 y 24.
• 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 14, columna 1 y tuberıa 24.
Camino 10:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 129
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
• 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, 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:
• Pasa por el reactor 1.
• Este camino lo siguen D, F, G y H.
• Las corrientes por las que pasa son 3, 4, 6, 7, 10, 13 y 15.
• Las unidades por las que pasa el camino son: tuberıa 3, 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 12:
• Pasa por el reactor 1.
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 130
• 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.
• 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 14, columna 1 y tuberıa 24.
Camino 16:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
• 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, 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 131
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 132
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 133
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 134
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
5.2.1. Caracterısticas del proceso
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 135
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 136
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
• No se recicla directamente parte de la salida.
• La entrada al reactor es la corriente 11 y la salida la corriente 12.
• El reactor es exotermico.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 137
• 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:
• No tiene extracciones laterales.
• Es una columna de destilacion azeotropica.
• Se separa el producto del proceso.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 138
• 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 de entrada es la 33 y la de salida la 34.
• La corriente auxiliary de entrada es la 35 y la de salida la 36.
Tuberıa 33:
• Empieza en el divisor 2 y termina en el hervidor 1. Esta en fase lıquida.
Tuberıa 34:
• Empieza en el hervidor 1 y acaba en la columna 1.
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:
• La corriente de entrada es la 24 y la de salida la 25.
• La corriente auxiliar de entrada es la 26 y la de salida la 27.
Tuberıa 24:
• Empieza en la columna 1 y termina en el condensador parcial 1. Esta en fase vapor.
Tuberıa 25:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 139
• 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 entrada es la 21.
• La corriente de salida en fase vapor es la 22.
• 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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 140
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 141
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.
• La entrada de la otra corriente que intercambia calor corresponde a la corriente 53 y la
salida a la corriente 54.
• 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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 142
• 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
componentes son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.
Intercambiador 3:
• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la corriente 18 y la salida
la 21.
• La entrada de la otra corriente que intercambia calor corresponde a la corriente 19 y la
salida a la corriente 20.
• El intercambio de calor es entre una corriente auxiliar y una corriente de proceso.
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 entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la corriente 43 y la salida
la 44.
• La entrada de la otra corriente que intercambia calor corresponde a la corriente 45 y la
salida a la corriente 46.
• El intercambio de calor es entre una corriente auxiliar y una corriente de proceso.
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 143
• 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:
• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 4. Esta en fase
lıquida.
Intercambiador 5:
• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la corriente 39 y la salida
la 40.
• La entrada de la otra corriente que intercambia calor corresponde a la corriente 58 y la
salida a la corriente 59.
• El intercambio de calor es entre una corriente auxiliar y una corriente de proceso.
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:
• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 5. Esta en fase
lıquida.
Vaporizador 1:
• Hay dos corrientes de entrada: la 6 y la 2.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 144
• La corriente de salida es la 3.
• 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
componentes son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.
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.
Corriente auxiliar 1:
• Se usa en el hervidor 1.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 35 y la salida la 36.
Corriente auxiliar 2:
• Se usa en el intercambiador 1.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 8 y la salida la 9.
Corriente auxiliar 3:
• Se usa en el reactor 1.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 14 y la salida la 15.
Corriente auxiliar 4:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 145
• Se usa en el intercambiador 3.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 19 y la salida la 20.
Corriente auxiliar 5:
• Se usa en el intercambiador 4.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 45 y la salida la 46.
Corriente auxiliar 6:
• Se usa en el condensador parcial 1.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 26 y la salida la 27.
Corriente auxiliar 7:
• Se usa en el vaporizador 1.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 4 y la salida la 5.
Corriente auxiliar 8:
• Se usa en el intercambiador 5.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 58 y la salida la 59.
Mezclador 1:
• Las corrientes que se mezclan son la 54 y la 55.
• La corriente de salida es la 6.
Tuberıa 55:
• Es una entrada del proceso y termina en el mezclador 1. Esta en fase vapor y contiene
etileno y etano.
Mezclador 2:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 146
• Las corrientes que se mezclan son la 10 y la 7.
• La corriente de salida es la 11.
Tuberıa 10:
• Es una entrada del proceso y termina en el mezclador 2. Esta en fase vapor y contiene
oxıgeno.
Mezclador 3:
• Las corrientes que se mezclan son la 1 y la 38.
• La corriente de salida es la 2.
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:
• Las corrientes que se mezclan son la 13 y la 16.
• La corriente de salida es la 14.
Tuberıa 13:
• Es la entrada del circuito auxiliar del reactor 1 y termina en el mezclador 4. Esta en fase
lıquida.
Mezclador 5:
• Las corrientes que se mezclan son la 47 y la 23.
• La corriente de salida es la 48.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 147
Mezclador 6:
• Las corrientes que se mezclan son la 40 y la 44.
• La corriente de salida es la 41.
Divisor 1:
• La corriente de entrada es la 37.
• Las corrientes de salida son la 38 y la 39.
Divisor 2:
• La corriente de entrada es la 32.
• Las corrientes de salida son la 33 y la 37.
Tuberıa 32:
• Empieza en la columna 1 y termina en el divisor 2. Esta en fase lıquida.
Divisor 3:
• La corriente de entrada es la 29.
• Las corrientes de salida son la 30 y la 31.
Tuberıa 29:
• Empieza en el decantador 1 y termina en el divisor 3. Esta en fase lıquida.
Divisor 4:
• La corriente de entrada es la 42.
• Las corrientes de salida son la 43 y la 47.
Divisor 5:
• La corriente de entrada es la 49.
• Las corrientes de salida son la 50 y la 51.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 148
Tuberıa 51:
• Empieza en el divisor 5 y termina en el divisor 6. Esta en fase vapor y sus componentes
son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.
Divisor 6:
• La corriente de entrada es la 51.
• Las corrientes de salida son la 52 y la 53.
Tuberıa 52:
• Empieza en el divisor 6 y es una salida del proceso. Esta en fase vapor y sus componentes
son dioxido de carbono, etano, etileno y oxıgeno.
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 entrada es la 25.
• 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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 149
• Hay dos subproductos (agua y dioxido de carbono).
Reaccion 1:
• Se produce en el reactor 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:
• Se produce en el reactor 1.
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 150
Camino 3:
• Pasa por el reactor 1.
• El componente que sigue el camino es el agua.
• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 28.
Camino 4:
• Pasa por el reactor 1.
• El componente que sigue el camino es el agua.
• Pasa por las tuberıas 55, 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 28.
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.
• Pasa por las tuberıas 55, 6, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 30.
Camino 11:
• 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, 51 y 52.
Camino 12:
• Los componentes que siguen el camino son dioxido de carbono, etano y etileno.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 151
• 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:
• El componente que sigue el camino es el acetato de vinilo.
• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 30.
Camino 19:
• Los componentes que siguen el camino son dioxido de carbono y oxıgeno.
• Pasa por las tuberıas 10, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51 y 52.
Camino 20:
• Los componentes que siguen el camino son dioxido de carbono y oxıgeno.
• 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.
• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49 y 50.
Camino 22:
• El componente que sigue el camino es el acido acetico.
• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.
• El reciclo lo constituyen las tuberıas 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.
Camino 24:
• El componente que sigue el camino es el acetato de vinilo.
• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48 y 30.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 152
• El reciclo lo constituyen las tuberıas 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 23, 48, 37 y 38.
Camino 25:
• El componente que sigue el camino es el acido acetico.
• 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:
• El componente que sigue el camino es el acido acetico.
• 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:
• El componente que sigue el camino es el dioxido de carbono.
• Pasa por las tuberıas 1, 2, 3, 7, 11, 12, 18, 21, 22, 56, 49, 51 y 52.
Camino 28:
• El componente que sigue el camino es el dioxido de carbono.
• 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.
• Pasa por el reactor 1.
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.
• Pasa por el reactor 1.
Reciclo 3:
• Las corrientes por las que pasa son: 48, 37, 39, 40, 41, 42 y 47.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 153
• Se recicla acido acetico.
Reciclo 4:
• Las corrientes por las que pasa son: 41, 42, 43 y 44.
• Se recicla acido acetico.
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 154
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
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 155
Figura 56: Estructura de control del proceso de fabricacion de acetato de vinilo.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 156
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 157
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:
• No tiene extracciones laterales.
• Es de tipo estabilizador.
• El condensador de cabeza es un condensador parcial.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 158
• 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:
• Es el hervidor de fondo de la columna 1.
• La corriente de entrada es la 9 y la de salida la 10.
• 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:
• Empieza en el hervidor 1 y acaba en la columna 1.
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 corriente de entrada es la 2 y la de salida la 3.
• La entrada de los servicios auxiliares corresponde a la corriente 4 y la salida a la corriente
5.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 159
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:
• No tiene extracciones laterales.
• Se separa el producto del proceso.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 160
• Se controla la composicion de cabeza porque el destilado es una salida del proceso y el
producto se obtiene por cabeza.
Hervidor 2:
• Es el hervidor de fondo de la columna 2.
• La corriente de entrada es la 22 y la de salida es la 23.
• 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:
• Empieza en el hervidor 2 y acaba en la columna 2.
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 de entrada es la 14 y la de salida la 15.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 161
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:
• La corriente de entrada es la 15 y la de salida es la 18.
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:
• Empieza en el divisor 4 y acaba en la columna 2. Esta en fase lıquida.
Columna 3:
• No tiene extracciones laterales.
• Es de tipo purga.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 162
• La corriente de entrada es la 36 y la de salida la 37.
• La corriente auxiliar de entrada es la 38 y la de salida la 39.
Tuberıa 36:
• Empieza en el divisor 7 y acaba en el hervidor 3. Esta en fase lıquida.
Tuberıa 37:
• Empieza en el hervidor 3 y acaba en la columna 3.
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.
Condensador total 3:
• La corriente de entrada es la 27 y la de salida la 28.
• La corriente auxiliar de entrada es la 29 y la de salida la 30.
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 163
• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del condensador total 3. Esta en fase
lıquida.
Acumulador total 3:
• La corriente de entrada es la 28 y la de salida la 31.
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:
• Empieza en el divisor 6 y acaba en la columna 3. Esta en fase lıquida.
Separador 1:
• La corriente de entrada es la 50.
• La corriente de salida en fase vapor es la 55.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 164
• La entrada de la otra corriente que intercambia calor es la 48 y la salida la 49.
• El intercambio de calor es entre dos corrientes de proceso.
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,
tolueno e hidrogeno.
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 una de las corrientes que intercambian calor es la 49 y la salida la 50.
• 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:
• Es la salida de la corriente de servicios auxiliares del intercambiador 2. Esta en fase
lıquida.
Corriente auxiliar 1:
• Se usa en el condensador parcial 1.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 165
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 4 y la salida la 5.
Corriente auxiliar 2:
• Se usa en el hervidor 1.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 11 y la salida la 12.
Corriente auxiliar 3:
• Se usa en el condensador total 2.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 16 y la salida la 17.
Corriente auxiliar 4:
• Se usa en el hervidor 2.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 24 y la salida la 25.
Corriente auxiliar 5:
• Se usa en el condensador total 3.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 29 y la salida la 30.
Corriente auxiliar 6:
• Se usa en el hervidor 3.
• Es vapor.
• La entrada es la corriente 38 y la salida la 39.
Corriente auxiliar 7:
• Se usa en el intercambiador 2.
• Es agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 51 y la salida la 52.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 166
Mezclador 1:
• Las corrientes que se mezclan son la 40 y la 33.
• La corriente de salida es la 41.
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:
• Las corrientes que se mezclan son la 41 y la 58.
• La corriente de salida es la 42.
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,
tolueno e hidrogeno.
Mezclador 3:
• Las corrientes que se mezclan son la 42 y la 43.
• La corriente de salida es la 44.
Tuberıa 43:
• Es una entrada de proceso y acaba en el mezclador 3. Esta en fase lıquida y contiene
tolueno.
Mezclador 4:
• Las corrientes que se mezclan son la 47 y la 54.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 167
• La corriente de salida es la 48.
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:
• La corriente de entrada es la 55.
• Las corrientes de salida son la 56 y la 57.
Tuberıa 56:
• Empieza en el divisor 1 y es una salida del proceso. Esta en fase vapor y sus componentes
son hidrogeno y metano.
Tuberia 57:
• Empieza en el divisor 1 y acaba en el compresor 1. Esta en fase vapor y sus componentes
son hidrogeno y metano.
Divisor 2:
• La corriente de entrada es la 53.
• Las corrientes de salida son la 1 y la 54.
Divisor 3:
• La corriente de entrada es la 8.
• Las corrientes de salida son la 9 y la 13.
Tuberıa 8:
• Empieza en la columna 1 y acaba en el divisor 3. Esta en fase lıquida.
Divisor 4:
• La corriente de entrada es la 18.
• Las corrientes de salida son la 19 y la 20.
Divisor 5:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 168
• La corriente de entrada es la 21.
• Las corrientes de salida son la 22 y la 26.
Tuberıa 21:
• Empieza en la columna 2 y acaba en el divisor 5. Esta en fase lıquida.
Divisor 6:
• La corriente de entrada es la 31.
• Las corrientes de salida son la 32 y la 33.
Divisor 7:
• La corriente de entrada es la 34.
• Las corrientes de salida son la 35 y la 36.
Tuberıa 34:
• Empieza en la columna 3 y termina en el divisor 7. Esta en fase lıquida.
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.
• La corriente de entrada es la 57 y la de salida la 58.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 169
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:
• Se produce en el reactor 1.
• Tiene dos reactivos (tolueno e hidrogeno) y dos productos (benceno y metano).
• Es irreversible.
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:
• Se produce en el reactor 1.
• Tiene un reactivo (benceno) y dos productos (hidrogeno y difenilo).
• Es irreversible.
Reactivo 3:
• El benceno reacciona segun la reaccion 2 en el reactor 1. Reacciona en fase vapor.
Camino 2:
• Pasa por el reactor 1.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 170
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
• 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 55, divisor 1 y tuberıa 56.
Camino 4:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
• 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 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 171
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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
48, intercambiador 1, tuberıa 49, intercambiador 2, 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.
• 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:
• Pasa por el reactor 1.
• 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
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 172
• 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,
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 173
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 174
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 175
Figura 58: Estructura de control del proceso HDA
5.4. Proceso de isomerizacion de n-butano a isobutano
5.4.1. Caracterısticas del proceso
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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 176
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.
• No se recicla directamente parte de la salida.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 177
• La reaccion es exotermica.
• No hay eliminacion de calor en el reactor mediante servicios auxiliares.
• La corriente de entrada es la 22 y la de salida la 23.
• 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:
• No tiene extracciones laterales.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 178
• La corriente de entrada es la 3 y la de salida la 4.
• La corriente auxiliar de entrada es la 5 y la de salida la 6.
Tuberıa 3:
• Empieza en el divisor 2 y termina en el hervidor 1. Esta en fase lıquida.
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.
Condensador total 1:
• La corriente de entrada es la 30 y la de salida la 31.
• La corriente auxiliar de entrada es la 35 y la de salida la 36.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 179
Acumulador total 1:
• La entrada es la corriente 31 y la salida la 32.
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:
• No tiene extracciones laterales.
• Tiene hervidor de fondo.
• 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:
• La corriente de entrada es la 16 y la de salida la 17.
• La corriente auxiliar de entrada es la 18 y la de salida la 19.
Tuberıa 16:
• Empieza en el divisor 4 y termina en el hervidor 2. Esta en fase lıquida.
Tuberıa 17:
• Empieza en el hervidor 2 y termina en la columna 2.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 180
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.
Condensador total 2:
• La corriente de entrada es la 8 y la de salida la 9.
• La corriente auxiliar de entrada es la 13 y la de salida la 14.
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:
• La entrada es la corriente 9 y la salida la 10.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 181
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:
• La corriente de entrada es la 24 y la de salida la 25.
• La corriente auxiliar de entrada es la 26 y la de salida la 27.
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:
• El intercambio de calor es entre dos corrientes de proceso.
• La entrada de una de las corrientes que intercambian calor es la 12 y la salida la 21.
• 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.
Corriente auxiliar 1:
• Se usa en el condensador total 1.
• Se trata de una corriente de agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 35 y la salida la 36.
Corriente auxiliar 2:
• Se usa en el hervidor 1.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 182
• Se trata de una corriente de vapor.
• La entrada es la corriente 5 y la salida la 6.
Corriente auxiliar 3:
• Se usa en el condensador total 2.
• Se trata de una corriente de agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 13 y la salida la 14.
Corriente auxiliar 4:
• Se usa en el hervidor 2.
• Se trata de una corriente de vapor.
• La entrada es la corriente 18 y la salida la 19.
Corriente auxiliar 5:
• Se usa en el condensador 3.
• Se trata de una corriente de agua de refrigeracion.
• La entrada es la corriente 26 y la salida la 27.
Divisor 1:
• La tuberıa 32 se divide en las tuberıas 33 y 34.
Divisor 2:
• La tuberıa 2 se divide en las tuberıas 3 y 7.
Tuberıa 2:
• Empieza en la columna 1 y termina en el divisor 2. Esta en fase lıquida.
Divisor 3:
• La tuberıa 10 se divide en las tuberıas 11 y 12.
Divisor 4:
• La tuberıa 15 se divide en las tuberıas 16 y 20.
Tuberıa 15:
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 183
• Empieza en la columna 2 y termina en el divisor 4. Esta en fase lıquida.
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:
• Se produce en el reactor 1.
• Tiene un reactivo (n-butano) y un producto (isobutano).
• Es irreversible.
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 184
• Pasa por las corrientes 1 y 34.
• Pasa por las unidades: tuberıa 1, columna 1 y tuberıa 34.
Camino 2:
• Pasa por el reactor 1.
• 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.
• Pasa por el reactor 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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 185
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).
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 186
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 187
Figura 60: Estructura de control del proceso de isomerizacion cuando la reaccion es irreversible.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 188
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.
Diseno de una estructura de control para plantas quımicas 189
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