25-1-16635

Vista previa del material en texto

INSTITUTO POLITÉCNICO NACIONAL 
 
 MEXICO DF OCTUBRE 2013 
 
 
 
 Escuela Superior de Ingeniería Química e Industrias 
Extractivas 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 
 
T E S I S 
 
 
Para obtener el título de Ingeniero Químico Petrolero 
 
Presenta: 
José Hugo Carmona Carmona 
 
 
Asesor: Dr. Edgar Ramírez Jiménez 
 
 
 
 
 
INSTITUTO POLITÉCNICO NACIONAL 
ESCUELA SUPERIOR DE INGENIERÍA QUÍMICA EINDUSTRIAS EXTRACTIVAS 
DEPARTAMENTO DE EVALUACiÓN Y SEGUIMIENTO ACADÉMICO 
SECRETARíA 
DE 
EDUCACiÓN PUBLICA 
T-091-13 
México, D. F., 30 de julio del 2013. 
Al C. Pasante: Boleta: Carrera: Generación: 
JOS~HUGOCARMONACARMONA 2008320732 IQP 2008-2012 
Mediante el presente se hace de su conocimiento que este Departamento acepta que el 
C. Dr. Edgar Ramírez Jiménez, sea orientador en el tema que propone usted desarrollar como prueba 
escrita en la opción Tesis Individual, con el título y contenido siguiente: 
"Separación de propano-propileno mediante destilación extractíva". 
Resumen. 
I ntrod ucción. 
1.- Procesos de separación. 
11.- Estudio de caso industrial. 
111.- Diseño del proceso de destilación 
extractiva propano-propileno. 
IV.- Análisis de resultados. 
Conclusiones. 
Referencias. 
Se concede un plaz 
/ 
~,mo de un aOo, a partir de esta fecha, pa'" presentarlo a revisión por 
el Jurado asignado. 
M. en C. Rene Heé á, z Mendoza Dr. Edgar Ramírez Jíménez 
Presidente de la Academia de Director de Tesis 
Aplicaciones de la Ingeniería Ced. Prof 4834048 
Lic. Gui llermo Albe o 
Jefe del Departamento d valuación y 
Seguimiento Académico 
c. c. p. - Cont ro l Es cola r. 
GATA/ams 
INSTITUTO POLITÉCNICO NACIONAL 
ESCUELA SUPERIOR DE INGENIERÍA QUÍMICA EINDUSTRIAS EXTRACTlVAS 
DEPARTAMENTO DE EVALUACIÓN Y SEGUIMIENTO ACADÉMICO 
SECRETARiA 
DE 
EDUCACiÓN PUBLICA 
T-091-13 
México, D. F., 04 de octubre del 2013. 
Al C. Pasante: Boleta: Carrera: Generación: 
JOSÉ HUGO CARMONA CARMONA 2008320732 IQP 2008-2012 
PRESENTE 
Los suscritos tenemos el agrado de informar a usted, que habiendo procedido a revisar el 
borrador de la modalidad de titulación correspondiente , denominado: 
"Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva". 
encontramos que el citado Trabajo de Tesis Individual, reúne los requisitos para autorizar el Examen 
Profesional y PROCEDER A SU IMPRESIÓN según ,el caso , debiendo tomar en consideración las 
indicaciones y correcciones que al respecto se le hicieron . 
Atentamente 
JURADO 
ID 
Ing. Ariel Diaiba:rifJ~ Delgado 
Pre Gente 
~ 
Dr. Edgar Ramírez Jimenez Ing. Alberto Cabrales Torres 
Vocal Secretario 
C.C . p .- Expediente 
GAT A/rcr 
En esta vida no hay palabras que expliquen todos los sentimientos del alma, ya que estos son tan 
grandes que los sonidos de la voz son insuficientes. Dios es una palabra compuesta de tan solo 4 
letras, sin embargo lo que él puede lograrte sentir en el corazón, ya que es algo que no tenga límites. 
Todo lo que siento en este momento al agradecer por un logro más no tiene un significado 
conceptual, y quizá llegue hasta el último día de mi aliento sin saber todas las respuestas. Pero de 
algo estaré seguro. Siempre contare con su amor. 
Los caminos de la vida son impredecibles, cada segundo es único e irrepetible, coincidencias o 
destino, es quizá el mejor regalo que podemos recibir. Papa, mi gran maestro de la vida, que nunca te 
detuviste por brindarme un techo lleno de sonrisas. Mama, los brazos donde encuentro siempre el 
refugio del amor. Ricardo, el regalo más grande que la vida me ha dado, aquella persona que me ha 
brindado la mejor lección. Y es así como la vida es hermosa y sus protagonistas son quien la hace 
perfecta. Abuela, mi segunda madre uno de mis pilares, mi admiración y adoración. Guada, mi ángel 
de la guarda, tu lucha es inalcanzable, gracias por inculcarme el valor de la amistad. Marlen, no hay 
letras que puedan representar lo agradecido que estoy por tu apoyo incondicional. Mari, mi 
confidente y mi hermosa niña. Eduardo, mi compañero de vida, quien sorprendió mi historia, mi vida, 
mis días de una manera espontánea y única, con quien he pasado las experiencias más hermosas, 
gracias por formar parte de esto, ¡sonríeme! Zaira, mi mejor amiga, quien me ha demostrado que no 
existen motivos para rendirse ni darse por vencido, “Vamos cachorro”. 
Mis compañeros de aula, cada broma, sonrisa y aventura quedaran en mi memoria: Los excelencias, 
mi banda favorita. Juan, Diego, Gerardo Abraham. Las consentidas del salón. Paulina, Rosa, 
Anita, Cynthia y Diana, sin olvidarme de la bola de perros. Y también aquellos amigos que siempre 
estuvieron a mi lado sin dudarlo, mi segunda familia: Panda, Rodrigo, Yayis, Ángel, Toná, y mi linda 
Guadita sin lugar a duda, quienes han comprendido cada momento de mi vida con una palabra de 
aliento. Hugo, Gaby, Tony, Fer, Gracias a todo Cuenta Conmigo. 
Doctor Edgar, gracias por tomar su tiempo en instruirme y hacer de este logro una enseñanza más 
para mí. Ing. Ariel, su sabiduría siempre estará presente. Ing. Alberto, gracias por brindarme esas 
herramientas de las cuales hoy me siento orgulloso. Ing. Estelio, el cariño que tengo por usted es 
especial, gracias por ser ese abuelo que no tuve, por acompañarme en esta travesía. Nancy mi 
profesora favorita, usted tiene un lugar especial ya que se convirtió en una persona especial en esta 
bella historia. 
 
Nunca pierdas la fe en lo que más amas………….. 
 
 
Aprendí a ver más allá de la suela de estos zapatos, aprendí que, tras esta vida 
desgraciada que los hombres llevan, hay un gran ideal, una gran esperanza. Aprendí que 
la vida de cada uno de nosotros debe estar orientada por esa esperanza y por ese ideal. 
Y que si hay gente que no se siente así, es porque murió antes de nacer. [...]Tengo la 
sensación de que la vida está detrás de una cortina, riéndose a carcajadas de nuestros 
esfuerzos por conocerla. Yo quiero conocerla [...] Había mordido con ganas el fruto de 
la libertad y de la soledad y no estaba dispuesto a consentir que me lo quitaran. […] Vivo 
así porque quiero. Vivo así porque no quiero vivir de otro modo. La vida, como otros la 
entienden, no tiene valor para mí. No me gusta estar agarrado y la vida es un pulpo con 
muchos tentáculos. Uno solo basta para prender a un hombre. Cuando me siento 
preso, corto el tentáculo. A veces eso duele, pero no queda más remedio. ¿Me 
entiende?” […] Dudaba. Le estallaba en los labios la palabra que quería pronunciar, 
pero le parecía que sería una profanación decirla. Hay palabras que se retraen, que se 
niegan, porque tienen demasiado significado para nuestros oídos cansados de 
palabras.[...]“Me quieres porque me ves todos los días. No me quieres por lo que soy, 
me quieres por lo que hago o no hago. No me conoces.”[...]¿Duro? No. Soy frágil, 
créame. Y es la certeza de mi fragilidad la que me hace rehuir los lazos. 
 
 
 José Saramago-Claraboya. 
 
 
 
Resumen 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva v 
 
RESUMEN 
 
 
La destilación extractiva es evaluada como alternativa para la separación de la mezcla 
propano-propileno en comparación con la destilación ordinaria utilizada actualmente. Un 
análisis sistemático para el diseño de la destilación extractiva es propuesto en este 
trabajo, además de explorar las variables importantes que deben ser consideradas para 
el diseño de este tipo de procesos, tal es el caso de la selectividad del disolvente. En este 
sentido, el efecto no sólo se observa en el diseño, sino también en el impacto económico, 
de ahí la importancia de su análisis. 
 
 
El primer apartado muestra como la destilación extractiva es generalmente aplicada para 
la separación de mezclas con cercanos puntos deebullición, en la cual se introduce un 
disolvente asociado a un componente de la mezcla. Mediante el análisis de mapas 
residuales, se demostró la no existencia de azeótropo al momento de introducir el 
disolvente seleccionado. El propósito de introducir un disolvente es el modificar 
selectivamente, los coeficientes de actividad de los componentes para mejorar la 
separación. 
 
El segundo capítulo evalúa el comportamiento de la columna de destilación binaria 
utilizada industrialmente, confirmando que se trata de un proceso que maneja severas 
condiciones de operación, así como el empleo de grandes consumos energéticos. En la 
siguiente sección gracias a su alto valor de selectividad, el acetonitrilo acuoso resulto ser 
un disolvente efectivo para la separación de la mezcla propano-propileno. El diseño del 
caso base para la columna principal fue llevado por el método Lewis-Matheson y para la 
columna de recuperación de disolvente usando el método corto DSTWU. Por otro lado, el 
análisis de sensibilidad revela el efecto que tienen la temperatura y el flujo del disolvente, 
así como el reflujo en el desempeño del proceso. Estas condiciones son determinantes 
sobre la operación y el diseño de la segunda columna. 
 
 
El análisis de resultados presenta como la destilación extractiva muestra un incremento 
en el grado de pureza del propileno mejorando al proceso industrial actual, incluyendo 
número menor de etapas, menores consumos energéticos y menor diámetro de las 
columnas, lo anterior deriva en un ahorro considerable en términos técnicos y 
económicos. Por lo que se pretende que con el nuevo proceso de separación de propano- 
propileno, mejore al proceso industrial utilizado actualmente. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Abstract 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva vi 
 
ABSTRACT 
 
Extractive distillation is evaluated as an alternative to ordinary distillation for the separation 
of propylene-propane mixture. A systematic analysis for the design of extractive distillation 
is proposed in this work. Some of the most important process variables are also assessed 
due to their influence in the performance and ultimately in the economy of the process. 
 
 
The extractive distillation is commonly applied to the separation of close-boiling point 
mixtures. Where a solvent associate with a component in the mixture is introduce. By 
analyzing residue curve maps, it is show the non-existence of an azeotrope when 
introducing the selected solvent. The purpose of introducing a solvent is to modify, the 
activity coefficients of the components to improve the separation. Therefore, it was 
necessary a solvent high concentration. The method of Lewis-Matheson was used to 
calculate the design of the main column and the DSTWU for solvent recovery column. 
Furthermore, the sensitivity analysis reveals the effect of the flow and temperature of 
solvent, and reflux in the performance process determining the operation and design of the 
second column. 
 
 
The extractive distillation process proposed shows a significant increase in propylene 
purity improving the current industrial process, a smaller number of stages, lower energy 
consumption and smaller diameter columns. Moreover, considerable savings in technical 
and economic terms. It is strongly recommended the new process of separation of 
propane and propylene over the traditional binary distillation. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Índice 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 
 
INDICE 
 
Resumen v 
Abstract vi 
Índice de tablas y figuras ix 
Nomenclatura xii 
 
INTRODUCCION 
 
1 
I. PROCESOS DE SEPARACIÓN 3 
 I.1. Equilibrio de fases. 3 
 I.1.1. Fugacidad. Una base para el equilibrio entre fases. 3 
 I.1.2. Magnitudes termodinámicas. 6 
 I.1.3. Relaciones de equilibrio de fases. 7 
 I.1.4. Equilibrio vapor – líquido. 8 
 I.1.5. Volatilidad relativa constante. 9 
 I.1.6. Soluciones ideales. 10 
 I.1.7. Soluciones no ideales. 12 
 I.2. Destilación extractiva. 14 
 I.2.1. Separación de mezclas azeótropicas con punto de ebullición mínimo 16 
 I.2.2. Separación de mezclas azeótropicas con punto de ebullición máximo 18 
 I.2.3. Mezclas no azeótropicas con volatilidad relativa baja. 19 
 I.2.4. Efecto del disolvente en la destilación extractiva. 20 
 I.2.5. Búsqueda y selección de disolvente. 25 
 I.2.6. Termodinámica de disolventes en destilación extractiva. 27 
 I.3. Mapas de curvas residuales. 30 
 I.3.1. Predicción de mapas de curvas residuales. 30 
 I.3.2. Balance de masa triangular. 32 
 I.3.3. La ecuación de las curvas de residuo. 33 
 I.3.4. Aproximación al equilibrio. 35 
 I.3.5. Comportamiento de los mapas de curvas residuales. 35 
 I.3.6. Propiedades de los mapas de curvas residuales. 38 
 I.3.7. Aplicación de los mapas de curvas residuales para secuencia en 
c columnas de destilación. 
 
43 
 
 
Índice 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 
 
II. ESTUDIO DE CASO INDUSTRIAL 45 
 II.1. Sistema de destilación binaria Propano – Propileno. 45 
 II.1.1. Análisis de la separación mediante destilación simple. 45 
 II.1.2. Descripción del proceso del caso industrial. 46 
 II.2. Simulación del caso industrial. 49 
 
III. DISEÑO DEL PROCESO DE DESTILACIÓN EXTRACTIVA 
PROPANO – PROPILENO 50 
 III.1. Consideraciones generales. 50 
 III.2. Selección del disolvente. 50 
 III.2.1. Criterios de la selección del disolvente. 54 
 III.2.2. Análisis de disolvente mediante mapas residuales 56 
 III.3. Diseño de caso base. 57 
 III.3.1. Simulación del caso base. 60 
 III.3.2. Dimensiones de las columnas de destilación. 60 
 III.4. Análisis de sensibilidad. 62 
 III.4.1. Relación de reflujo. 62 
 III.4.2. Temperatura de entrada de disolvente. 64 
 III.4.3. Flujo de disolvente alimentado. 64 
 III.5. Aspectos económicos del proceso 66 
 III.5.1. Bases económicas 66 
 
IV. ANÁLISIS DE RESULTADOS 68 
 
CONCLUSIONES 71 
REFERENCIAS 73 
ANEXO 75 
 
 
 
 
 
Índice de tablas y figuras 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva ix 
 
INDICE DE TABLAS Y FIGURAS 
 
 
Tablas 
Tabla 1.1. Polaridad relativa de grupos funcionales. 26 
Tabla 2.1. Condiciones de diseño para la columna de separación propano–
propileno (splitter). 47 
Tabla 2.2. Resultados de la destilación binaria a alta presión. 49 
Tabla 3.1. Propiedades explicitas para la búsqueda de disolventes 52 
Tabla 3.2. Resultados para la separación de la mezcla propano (1)–propileno 
(2) a 50 °C 53 
Tabla 3.3 Clasificación de puntos dentro del mapa residual del sistema, 
propano–propileno–acetonitrilo 57 
Tabla 3.4. Parámetros de diseño de proceso para el caso base de las columnas 
de destilación. 59 
Tabla 3.5. Configuración de columnas del diseño base 59 
Tabla 3.6. Comparación de diseño del proceso industrial y el caso base 61 
Tabla 3.7. Consumos térmicos del proceso industrial y caso base 76 
Tabla 3.8. Bases económicas 66 
Tabla 3.9. Script Matlab para análisis económico para una columna 67 
Tabla 4.1 Configuración de columnas de destilación con base en el análisis de 
sensibilidad. 68 
Tabla 4.2. Resultadosdel balance de materia del proceso de destilación 
extractiva. 68 
Tabla 4.3. Comparación del proceso industrial con el diseño propuesto de 
destilación extractiva. 69 
Tabla 4.4. Consumos principales de energía en el proceso de destilación 
extractiva. 69 
Tabla 4.5. Consumos térmicos del proceso industrial y el diseño propuesto. 70 
Tabla 4.6. Comparación del proceso industrial y destilación extractiva. Análisis 
económico. 70 
Tabla A.1. Cuadro de Robbins interacciones de grupos disolvente - soluto 75 
Tabla A.2. Clasificación de enlaces de hidrogeno de familias químicas 75 
 
Figuras 
Figura 1.1. Efecto de la volatilidad relativa α en las composiciones líquido– 
vapor en un sistema binario. 10 
Figura 1.2. Comportamiento de sistemas binarios, composiciones líquido–vapor 
utilizando la ley de Raoult (1 atm). 
 
11 
Figura 1.3. Comportamiento de sistemas ternarios, composiciones líquido–
vapor usando la ley de Raoult modificada (1atm). 13 
Figura 1.4. Diagrama de secuencia típica de destilación extractiva, 15 
Figura 1.5. Sistema de una mezcla azeótropica con punto de ebullición mínimo 16 
 
Índice de tablas y figuras 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva x 
 
Figura 1.6. Separación de etanol–agua utilizando etilenglicol como disolvente. 
(a) Numero de etapas teóricas en la destilación extractiva como una función de 
la relación de reflujo. (b) Fracción molar de etanol destilado en función de la 
relación de reflujo. 
 
 
 
17 
Figura 1.7. Destilación extractiva del sistema ácido nítrico–agua utilizando como 
disolvente ácido sulfúrico. (a) Mapa de curvas residuales y líneas de materia. 
(b) Secuencia de separación 18 
Figura 1.8. Mapa de curva residual de una mezcla no azeótropica 19 
Figura 1.9. Efectos de la concentración del disolvente en los coeficientes de 
actividad del sistema acetona–metanol. (a) Disolvente agua. (b) Disolvente 
MIPC 22 
Figura 1.10. Grafica de curva de residuo para sistemas Acetona–Metanol. (a) 
Con agua. (b) Con MIPC 23 
Figura 1.11. Numero de etapas teóricas Vs relación disolvente–alimentación 
para destilación extractiva. (a) Sistema acetato de etilo de bajos puntos de 
ebullición, con el fenol como disolvente. (b) Sistema azeótropico acetona– 
metanol, con agua como disolvente. 23 
Figura 1.12. Interacción molecular entre el disolvente, aditivo e hidrocarburo. (a) 
ACN (disolvente), dietil amina (aditivo), y 1-buteno (hidrocarburo). (b) ACN 
(disolvente), agua (aditivo) y 1–Buteno (hidrocarburo). 29 
Figura 1.13. Experimento de una destilación simple por lotes. 31 
Figura 1.14. Cambio de composición con el tiempo del componente menos 
volátil en ambas fases , tanto vapor como líquido durante el experimento en la 
destilación simple 32 
Figura 1.15. Cambio de la composición del líquido residual durante la 
destilación simple. Los ejes representan el balance de materia del triángulo. 33 
Figura 1.16. Curva residual para una carga inicial en x° -[0.3, 0.3] con α = 
[5,1,2]. 36 
Figura 1.17. Curva de mapa de residuo para (a) sistema a volatilidad constante 
con α = -[5,2,1] y (b) sistema no ideal acetona / benceno / cloroformo usando el 
modelo NTRL a P. 1 atm 38 
Figura 1.18. Diferencia entre la composición del vapor, y, en el equilibrio con la 
composición líquida, x, es el vector de separación, que es tangente a la curva 
de residuo en x. Las isotermas aumentan en magnitud a medida que avanza el 
punto de ebullición. 39 
Figura 1.19. Representación topológica de; (a) un nodo estable, (b) un nodo 
inestable, (c) un punto de silla. 
 
40 
Figura 1.20. Mapas de curvas residuales del sistema acetona / etanol / metanol 
utilizando el modelo termodinámico NTRL (a) 1 atm y (b) 10 atm. 41 
Figura 1.21. Grafica de isotermas para el sistema acetona / benceno / 
cloroformo a 1 atm usando el modelo termodinámico NTRL, las temperaturas 
son en °C. 42 
Figura 1.22. Secuencia de destilación para mezclas no azeótropicas. 44 
 
Índice de tablas y figuras 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva xi 
 
Figura 2.1. Destilación a alta presión para la separación de la mezcla propano–
propileno. 
 
47 
Figura 2.2. Diagrama de fases T-xy para la mezcla propano-propileno a 
condiciones de presión de 20.6 bar. 48 
Figura 2.3. Diagrama de equilibrio liquido–vapor de la mezcla propano– 
propileno a 20.6 bar 49 
Figura 2.4. Proceso simulado en Aspen Plus, destilación a alta presión para la 
separación de propano–propileno. 49 
Figura 3.1. Diagrama de flujo de procesos para la destilación extractiva 
propano- propileno 51 
Figura 3.2. Mapa de curvas residuales propano–propileno–acetonitrilo. 57 
Figura 3.3. Diagrama de flujo de proceso para el sistema de destilación 
extractiva de la mezcla propano–propileno utilizando como disolvente 
acetonitrilo en fase acuosa. 60 
Figura 3.4. Composición de propano-propileno en el destilado y cargas de 
condensador–rehervidor de la columna de destilación extractiva a diferentes 
relaciones de reflujo. 
 
 
 
63 
Figura 3.5. Composición de propileno en el destilado, cargas de condensador – 
rehervidor de la columna de recuperación de disolvente a diferentes relaciones 
de reflujo. 63 
Figura 3.6. Composición de propano–propileno en el destilado y cargas de 
condensador–rehervidor de la columna de destilación extractiva en función de 
la temperatura de entrada de disolvente. 64 
Figura 3.7. Composición de propano–propileno en el destilado y cargas de 
condensador–rehervidor de la columna de destilación extractiva en función del 
flujo de entrada del disolvente a 20 °C. 65 
Figura 3.8. Composición de propileno en el destilado, cargas de condensador– 
rehervidor de la columna de recuperación de disolvente en función del flujo de 
entrada del disolvente a 20 °C 65 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
Nomenclatura 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva xii 
 
 
NOMENCLATURA 
 
 
Símbolos 
 
 
A, B, C Parámetros de la ecuación de Raoult. 
A Actividad de un componente en una mezcla. 
 Fugacidad. 
 Fugacidad de una especie pura. 
G Energía libre de Gibbs. 
H Fracción volumétrica del matraz. 
K Relación de equilibrio liquido – vapor. 
L Longitud de columnas 
NT Numero de etapas de equilibrio, numero de componente (I.3.5) 
N Numero de moles 
P Presión 
p Presión parcial 
R Relación de reflujo = L/D 
S Selectividad; entropía. 
Ŝ Vector de separación. 
T Temperatura 
T Tiempo 
V Volumen 
X Fracción molar en la fase liquida 
Y Fracción molar en la fase vapor 
 
 
Letras griegas 
 
 
 Volatilidad relativa del componente i con respecto al componente j 
 Coeficiente de actividad de un componente en una mezcla. 
 Parámetro de solubilidad 
 Potencial químico 
 Coeficiente de fugacidad de especies puras 
 Tiempo 
 Densidad 
 Coeficiente de fugacidad de un componente de una mezcla 
 Constante de la educación de Winn para el mínimo de etapas de equilibrio 
 
 
Nomenclatura 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva xiii 
 
 
Subíndices 
 
 
A Componente clave ligero 
B Componente clave pesado 
H Componente con mayor punto de ebullición 
i,j Componente particular en la interfase 
L Componente con menor punto de ebullición; fase liquida 
Max Máximo 
Min Mínimo 
Nc Número de componentes 
P Polar 
V Fase vapor 
1 Componente polar ( I.2.6) 
2,3 Componentes no polares (I.2.6) 
 
 
Superíndices 
 
 
C Contribución combinatorial 
I, II Fase liquida en particular 
(k) k- esima fase; índice de iteración 
° Especie pura 
∞ A dilución infinita 
Sat Saturado 
 
 
 
Abreviaciones 
 
AMS Agente material de separación 
°C Grados CelsiusFt Pies 
H Hora 
J Julio 
Kg Kilogramo 
M Metro 
 NPSH Altura de succión neta positiva 
 
Introducción 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 1 
 
INTRODUCCIÓN. 
 
A finales del siglo pasado se han aumentado los requerimientos de propileno y sus 
derivados, por lo que su producción se ha vuelto más importante en el ámbito industrial, 
especialmente como alimentación en un amplio rango de la industria petroquímica. En 
México una de las principales fuentes de obtención, es en la refinación como subproducto 
en los procesos de desintegración catalítica de lecho fluidizado (FCC) de gasóleos.El 
propileno es purificado a partir de una mezcla, la cual principalmente está formada por 
propano y propileno. El punto de ebullición de estos componentes es demasiado cercano 
en un amplio rango de presiones, por lo cual la separación por destilación ordinaria es 
muy complicada. 
 
Los procesos de separación para el propano y el propileno se pueden dividir en dos tipos: 
destilación a bajas presiones y destilación a altas presiones. La destilación con altas 
presiones utiliza agua en el domo como medio de enfriamiento (temperaturas superiores a 
40 °C) y la temperatura del fondo se encuentra alrededor de los 70 °C. Pero la relación 
de reflujo es grande así como el número de etapas teóricas. La destilación a bajas 
presiones mejorará la volatilidad relativa del propano y del propileno, como consecuencia 
de esto, el número de etapas teóricas y la relación de reflujo serán reducidas. Pero, se 
necesita un agente especial de condensación. Por la complejidad de este proceso la 
destilación a altas presiones es con frecuencia preferida. Sin embargo, presenta 
desventajas debido a altos números en la relación de reflujo y en el número teórico de 
etapas. Por lo que al usar técnicas convencionales de destilación para la separación de 
componentes con un punto de ebullición cercano no es económicamente rentable. 
 
Un método alterno para la separación de hidrocarburos con cercanos puntos de ebullición 
es a través de la destilación extractiva, en la cual usa un disolvente polar o no polar 
preferentemente asociado con el componente más polar de la mezcla que es introducida 
cerca del domo de la columna, con el fin de obtener un componente puro en el domo y el 
otro, junto con el disolvente en el fondo, los cuales pueden ser fácilmente separados en 
una segunda columna de destilación debido al alto punto de ebullición del disolvente. El 
disolvente tiene la función de incrementar la volatilidad relativa de los componentes 
además de que no necesita ser vaporizado en el proceso. Dentro de la destilación 
extractiva, el disolvente es el corazón del proceso, una elección correcta del disolvente 
juega un papel importante en la economía del diseño. Este proceso toma ventaja debido a 
la diferencia de interacciones que existen entre el soluto y el disolvente. La base de esta 
diferencia se encuentra en la movilidad de los electrones del propano y del propileno. 
 
Como se mencionó anteriormente para la separación de mezclas de hidrocarburos con 
cercano punto de ebullición, actualmente se utilizan sistemas de destilación simple. Estos 
procesos de separación son muy costosos al consumir altos valores de energía. Los 
mapas de curvas residuales han sido una técnica útil para la viabilidad gráfica en la 
separación de mezclas ternarias, especialmente para las columnas simples. El concepto 
de estas curvas residuales fue por primera vez introducido por Schreinemakers(1901). 
Estos mapas son básicamente una serie de trayectorias que siguen las composiciones 
líquidas de la especie química con respecto al tiempo en una destilación simple operada 
por lotes. Además, los mapas presentan la relación entre la fase líquida y vapor, 
permitiendo un análisis inmediato, incluyendo sistemas altamente no ideales. 
 
 
Introducción 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 2 
 
Se han propuesto numerosos métodos para el modelado y simulación de procesos de 
separación para sistemas multicomponentes. En la mayoría de ellos deben utilizarse 
algoritmos computacionales ya que involucran sistemas complejos de ecuaciones. Éstos 
se desarrollan a partir de los balances de materia y energía, de las relaciones de 
equilibrio, fracciones molares balances de entalpía incluyendo términos como eficiencia 
de etapa, caídas de presión etc. Históricamente, los primeros intentos para la resolución 
de éstos sistema fueron: el método de “etapa a etapa” y “ecuación a ecuación” de Lewis-
Matheson (1932) y Thiele-Geddes (1933), aplicables a columnas convencionales. 
 
Los modelos donde no se alcanza el equilibrio también han recibido una atención 
considerable. En pocas palabras, estos modelos no asumen el equilibrio perfecto en cada 
etapa de la columna de destilación, sino que utilizan los coeficientes de transferencia de 
calor y de masa para calcular el grado de fraccionamiento. Aunque el modelo de no 
equilibrio es, sin duda, más riguroso y preciso cuando la diferencia de volatilidad entre los 
dos componentes a separar es tan pequeña, que se requerirá un gran número de etapas, 
como es el caso de la separación de la mezcla propano-propileno, entonces debe 
considerarse la destilación extractiva. En este caso se selecciona un agente de 
separación de masa (ASM) que incrementa suficientemente la diferencia de volatilidades 
para reducir las etapas requeridas hasta un número razonable. Por lo general, el agente 
es un compuesto polar de baja volatilidad que es recuperado y recirculado. Se introduce 
en cantidades apreciables en una etapa cercana a la parte superior, para que la diferencia 
de volatilidad afecte a la mayoría de las etapas. Parte del flujo de las etapas superiores se 
utiliza para reducir al mínimo contenido del agente de separación en el destilado. Una 
opción de destilación extractiva es la destilación azeótropica, esta operación utiliza un 
agente que forma un azeótropo heterogéneo con un mínimo punto de ebullición, con uno 
o más componentes de la alimentación. El azeótropo se extrae por la parte superior y la 
fase rica en el agente se decanta y se devuelve a la parte superior de la columna como 
reflujo. 
 
Con el fin de lograr la separación de especies químicas es preciso que exista un 
potencial entre las diferentes especies para su distribución en diferentes proporciones 
entre las dos fases. Este potencial está controlado por la termodinámica del equilibrio y la 
velocidad de acercamiento a la composición de equilibrio, está regida por la transferencia 
de materia en la interfase. Al mezclar íntimamente las dos fases se consigue aumentar las 
velocidades de transferencia de materia y alcanzar más rápidamente el máximo grado de 
distribución. Después de un suficiente contacto entre las fases, la operación de 
separación se completa por gravedad y/o mediante una técnica mecánica para separar 
las dos fases. 
 
México cuenta con 6 plantas para la separación de propano- propileno, de las cuales en 
promedio se obtienen 490,000 toneladas de propileno anualmente, con purezas del 99 %, 
sin embargo, estas plantas consumen grandes cantidades de energía, tomando en cuenta 
que utilizan relaciones de reflujos altas (20-22) y que el número de platos también lo es 
(120-125). Por lo que la destilación extractiva puede convertirse en un futuro en la forma 
de separación de hidrocarburos con cercanos puntos de ebullición. 
 
 
 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 3 
 
 
I. PROCESOS DE SEPARACION. 
 
 
 
I.1 Equilibrio de fases 
 
Para mezclas multicomponentes no se pueden utilizar representaciones gráficas como en 
las mezclas binarias para determinar los requerimientos de etapas de equilibrio. En este 
caso hay que aplicar procedimientos analíticos de cálculo, representandolas propiedades 
termodinámicas preferentemente mediante ecuaciones algebraicas. Puesto que las 
propiedades de la mezcla dependen de la temperatura, presión y composiciones dentro 
de las fases, tales ecuaciones tienden a ser complicadas. Lo que se busca en estos 
sistemas es conocer ampliamente el cálculo de las relaciones de equilibrio entre fases, 
entalpías y densidades de mezclas en amplios intervalos de condiciones. Estas 
ecuaciones requieren varias constantes de las especies puras. 
 
 
I.1.1 Fugacidad. Una base para el equilibrio entre fases. 
 
 
En un sistema multicomponente y multifase, la energía libre de Gibbs para cada fase 
viene dada por la función. 
 
 
 { } (1.1) 
 
 
Donde moles, y el subíndice hace referencia a la especie. La derivada total de G es 
 
 
 (
 
 
)
 
 (
 
 
)
 
 ∑ (
 
 
)
 
 
 (1.2) 
 
 
donde ,. De acuerdo con la termodinámica clásica 
 
 
(
 
 
)
 
 (1.3) 
 
(
 
 
)
 
 (1.4) 
 
 
Siendo S entropía y V volumen. Definiendo el potencial químico, , de la especie como. 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 4 
 
 (
 
 
)
 
 (1.5) 
 
Y sustituyendo en (1.2) 
 
 
 ∑ 
 
 (1.6) 
 
 
Cuando esta ecuación se aplica a un sistema cerrado que consiste en dos fases de 
equilibrio a temperatura y presión uniformes donde cada fase es un sistema abierto capaz 
de transferir materia con la otra fase. 
 
 
 ∑ [∑ 
 
 
 
 ]
 
 (1.7) 
 
 
Donde el subíndice se refiere a cada una de las fases . La conservación de los 
moles de cada especie exige que. 
 
 
 
 
 ∑ 
 
 (1.8) 
 
 
Que al substituir en (1.7) conduce a 
 
 
∑ [∑ ( 
 
 
 
) 
 
 ] 
 
 (1.9) 
 
 
Al eliminar 
 
 en (1.9), cada término 
 
 puede variar independientemente de 
cualquier otro término 
 
. Pero esto exige que cada coeficiente de 
 
 en (1.9) sea 
cero por lo tanto. 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 (1.10) 
 
 
Por consiguiente, los potenciales químicos de cualquier especie de un sistema 
multicomponente son iguales en todas las fases para el equilibrio. El potencial químico no 
se puede expresar como una magnitud absoluta y, por otra parte, los valores numéricos 
del potencial químico son difíciles de relacionar con otras magnitudes más fácilmente 
cognoscibles. Además, el potencial químico tiende a un valor infinito negativo cuando la 
presión se aproxima a cero. Por estas razones, el potencial químico no resulta útil de 
forma directa para los cálculos del equilibrio entre fases. Por lo que se emplea la 
fugacidad, una magnitud derivada. 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 5 
 
 La ecuación (1.5) en función del potencial químico es 
 
 
(
 
 
)
 
 ̂ (1.11) 
 
 
donde ̂ = volumen parcial molar. Para una substancia pura que se comporta como un 
gas ideal. 
 
 
 ̂ 
 
 
 (1.12) 
 
 
Y la ecuación (1.11) se puede integrar para obtener. 
 
 
 { } (1.13) 
 
 
En la que depende de T. 
 
Desafortunadamente, la ecuación (1.13) no describe el comportamiento de mezclas 
multicomponentes de líquidos y gases reales. Sin embargo la ecuación (1.13) fue 
recuperada por G.N Lewis quien en 1901 propuso la fugacidad , una pseudo-presión, 
que, cuando se utiliza en vez de la presión de la ecuación (1.13), preserva la forma 
funcional de la ecuación. Así, para un componente en una mezcla 
 
 
 { } (1.14) 
 
 
donde C2, está relacionada con C1 
 
 
Prausnitz demostró que, con independencia del valor de C1, para cada equilibrio físico la 
ecuación (1.13) se puede substituir por. 
 
 
 
 
 (1.15) 
 
 
Para un gas ideal puro la fugacidad es igual a la presión , para un componente de una 
mezcla gaseosa ideal, es igual a su presión parcial. 
 
 
 (1.16) 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 6 
 
I.1.2 Magnitudes termodinámicas. 
 
Debido a la estrecha relación entre fugacidad y presión, es conveniente definir su cociente 
para una substancia pura como 
 
 
 
 
 (1.17) 
 
 
donde 
 es el coeficiente de fugacidad de la especie pura y 
 la fugacidad de la especie 
pura. El concepto de fugacidad fue ampliado para mezclas por Lewis y Randall y utilizado 
para formular la definición de solución ideal. 
 
 
 
 (1.18) 
 
 
 (1.19) 
 
 
donde los subíndices V y L se refiere a las fases de vapor y de líquido, respectivamente. 
 
Las soluciones líquidas ideales se presentan cuando los diámetros moleculares son 
iguales, no existen interacciones químicas y las fuerzas intermoleculares entre moléculas 
semejantes y distintas son iguales. Estos mismos requerimientos no se aplican en la fase 
gaseosa, donde a bajas presiones las moléculas no están próximas entre sí y el 
comportamiento es muy cercano al de una solución en fase gas. 
 
Para representar la desviación de ambos tipos de idealidad (ley de los gases ideales y ley 
de las soluciones gaseosas ideales) es conveniente definir los siguientes coeficientes de 
fugacidad de una mezcla. 
 
 
 
 
 
 (1.20) 
 
 
 
 
 (1.21) 
 
En el límite cuando se tiende al comportamiento del gas ideal 
 ; y en la fase de 
vapor 
 . Análogamente 
 , y . Sin embargo, cuando tiende al 
comportamiento ideal del equilibrio, 
 
 ,y tal como se demuestra después, 
 
 
 . Análogamente, 
 y 
 , siendo 
 presión de vapor. 
 
Para una determinada temperatura,la relación entre la fugacidad de un componente de 
una mezcla y la fugacidad en un estado de referencia se denomina actividad. Si como 
estado de referencia se elige la especie pura de la misma presión y condición de fase que 
la mezcla. 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 7 
 
 
 
 
 (1.22) 
 
Para una solución ideal, substituyendo (1.18) y (1.19) en (1.22) se obtiene y 
 . 
 
 
Para representar la desviación de la actividad respecto a la fracción molar cuando las 
soluciones no son ideales, generalmente se utilizan coeficientes de actividad basados en 
las concentraciones expresadas en fracciones molares. 
 
 
 
 
 
 (1.23) 
 
 
 
 
 (1.24) 
 
 
Para soluciones ideales, 
 
 
 
I.1.3 Relaciones de equilibrio de fases. 
 
Es conveniente definir una relación de equilibrio como la relación entre las fracciones 
molares de una especie de dos fases que se encuentran en equilibrio. Para el caso del 
equilibrio vapor-líquido, la constante se denomina K o relación de equilibrio vapor-líquido, 
definido como. 
 
 
 
 
 
 
 (1.25) 
 
 
Para los cálculos de etapas de equilibrio. Para el caso de vapor- liquido se define la 
volatilidad relativa por 
 
 
 
 
 
 (1.26) 
 
 
Para el caso de líquido-liquido se define la selectividad relativa 
 
 
 
 
 
 (1.27) 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 8 
 
 
I.1.4 Equilibrio vapor-líquido. 
 
Para el equilibrio vapor-líquido la ecuación (fugacidades) se transforma en 
 
 
 (1.28) 
 
 
Para formar una relación de equilibrio se substituyen las fugacidades por las expresiones 
equivalentes en función de fracciones molares. Las substituciones pueden ser muy 
diversas. Dos parejas comunes derivadas de las ecuaciones (1.23) a (1.24) son 
 
Pareja 1 
 
 
 
 (1.29) 
 
 
 (1.30) 
 
 
Pareja 2 
 
 
 (1.31) 
 
 (1.32) 
 
 
Estas ecuaciones representan las formulaciones simétricas y otras dos no simétricas para 
valores K. Las simétricas son 
 
 
 (
 
 
) (
 
 
 
 ) (1.33) 
 
 (
 
 
) (1.34) 
 
 
La ecuación (1.33) fue deducida por Hougen y Watson. Más recientemente Mehra, Brow 
y Thodos la utilizaron para determinar valores K para sistemas binarios de hidrocarburos, 
comprendiendo las mezclas verdaderas hasta el punto crítico. 
 
La ecuación (1.34) ha recibido una atención considerable. Importantes aplicaciones han 
sido obtenidas por Benedict, Webb y Rubin; Starling y Han; y Soave. Las formulaciones 
no simétricas son 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 9 
 
 
 
 
 
 
 
 (1.35) 
 
 
 
 
 
 
 
 
 
 (1.36) 
 
 
La fuerza impulsora para llevar a cabo una separación es que la mezcla tenga diferentes 
composiciones tanto en la fase líquida como en el vapor, los puntos de ebullición bajos 
tienden ir más rápido a la fase vapor que los componentes de alto punto de ebullición. 
Esta diferencia que coexiste en la composición del líquido y del vapor depende de la 
mezcla que se esté tratando. Desde un punto de diseño y modelado, la relación de la 
composición del vapor del componente y la composición del líquido , esta relación 
es la que determina el comportamiento y el diseño de la destilación, en general la relación 
entre el líquido y el vapor se expresa. 
 
 
 (1.37) 
 
 
Dependiendo del sistema en que se encuentre, la relación de equilibrio puede ser 
constante (como la ley de Henry), o una función de la temperatura, la presión y 
composición. Los siguientes modelos de fase son los siguientes. (1) Volatilidad relativa 
constante, (2) soluciones ideales usando la ley de Raoult, y (3) soluciones no ideales 
utilizando una versión modificada de Raoult. 
 
 
 
I.1.5 Volatilidad relativa constante. 
 
Este modelo es el modelo más simple para relacionar las composiciones líquido y vapor 
uno con otro. Esencialmente, este modelo asume que la volatilidad de los componentes 
con respecto al otro se mantiene constante y son independientes de la temperatura o 
composición. La volatilidad relativa de un componente se define como. 
 
 
 
 
 
 (1.37) 
 
 
Donde r se hacer referencia a un componente en el sistema y es una constante. El 
componente de referencia se toma generalmente como el componente con el más alto 
punto de ebullición y su volatilidad relativa será la unidad, posteriormente todos los otras 
volatilidades en el sistema serán mayor a 1. Por lo que tanto en la composición vapor 
como líquido se tiene 
 
 
∑ 
 
 ∑ 
 
 (1.38) 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 10 
 
 
 
∑ 
 
 
 (1.39) 
 
 
Donde es el número total de componentes en el sistema. La ecuación (1.39) muestra 
que la composición del vapor en el equilibrio con su composición líquida es solo una 
función de la composición del líquido y de las volatilidades relativas que han sido 
asumidas. Obviamente, cuanto mayor sea el valor de para un componente en particular, 
mayor será su tendencia a escapar a la fase vapor. 
 
 El supuesto de la volatilidad relativa constante es generalmente, pero no siempre, 
aceptable cuando las especies que se tratan son todos del mismo grupo funcional. Por 
ejemplo, el benceno y el tolueno tienen volatilidades constantes de aproximadamente 5.28 
y 2.24 con respecto a la ebullición más alta del p-xileno respectivamente. La Fig. 1.1 
muestra el efecto de la volatilidadrelativa de vapor y composiciones líquidas para 
sistemas binarios. Aquí el componente 1 es el componente de bajo punto de ebullición, es 
decir, más volátil y el componente 2 es el componente con más alto punto de ebullición, 
que es el menos volátil, con volatilidad de 1. La Fig. 1.1 muestra la volatilidad entre los 
componentes y la gran diferencia entre las composiciones entre el líquido y el vapor en el 
equilibrio. Esta diferencia entre las composiciones del líquido y del vapor, determina el 
grado de separación posible en la mezcla. A medida que la volatilidad relativa aumenta en 
la mezcla, como consecuencia se contará con una fácil separación a bajos niveles de 
volatilidad. 
 
 
 
Figura 1.1. Efecto de la volatilidad relativa en las composiciones liquido vapor en un sistema 
binario. 
 
I.1.6 Soluciones ideales. 
 
La volatilidad relativa constante es a menudo buena para un gran número de sistemas. 
Sin embargo, en muchos sistemas la relación de equilibrio no es constante, sino una 
función de la temperatura y la presión. Tal sistema puede ser modelado con la ley de 
Raoult, suponiendo que la fase de vapor es un gas ideal y que el líquido sea una solución 
ideal (típicamente cuando las moléculas en fase líquida son del mismo tamaño y 
químicamente similares). En tales casos, la relación de equilibrio está dada por 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 11 
 
 
 
 
 
 
 (1.40) 
 
 
Donde P es la presión total del sistema y 
 es la presión de vapor de la especie i y 
está en función de la temperatura usando la ecuación de Antonie, la cual en su forma 
general. 
 
 
 ( 
 ) (
 
 
) (1.41) 
 
 
Los coeficientes son constantes y únicos para la especie y es la temperatura 
de burbuja de la mezcla. La temperatura a la cual el líquido con una composición 
particular está en equilibrio con su vapor se puede calcular mediante 
 
 
 ∑ 
 
 ∑ 
 
 
∑ 
 
 
 
 
 (1.42) 
 
 
Si la presión del sistema (P), la composición líquida y los coeficientes de Antonie son 
conocidos para todos los componentes, la temperatura es la única variable restante en la 
ecuación (1.41). Para resolver la temperatura de la ecuación (1.41), se requiere una 
técnica numérica iterativa. Una vez que la temperatura (y por lo tanto una relación de 
equilibrio) es conocida, el vapor en equilibrio con su líquido se pueden obtener con la 
ecuación (1.40). La ley de Antonie para este sistema es mostrado en la Fig. 1.2. 
 
 
 
Figura. 1.2 Comportamiento de sistemas binarios, composiciones líquido-vapor utilizando la ley de 
Raoult (1atm) 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 12 
 
I.1.7 Soluciones no ideales. 
 
El ultimo nivel de complejidad para modelar la relación entre el vapor y el líquido y los 
cálculos de las composiciones líquidas para interacciones no ideales en la fase líquida. La 
proporción de equilibrio se sigue utilizando para tales sistemas, pero en este caso se 
define como 
 
 
 
 
 
 
 (1.43) 
 
Donde es el coeficiente de actividad del componente y tiene en cuenta las 
desviaciones de la ley de Raoult, es evidente que en la ley de Raoult el coeficiente de 
actividad está asumido como la unidad. Este coeficiente está en función tanto por la 
temperatura y la composición cuyo cálculo puede ser bastante complicado. Algunos 
modelos son utilizados para calcular los coeficientes de actividad (Wilson, Margules, 
UNIQUAC (Universal quasichemical), UNIFAC (UNIQUAC functional group activity 
coefficients), NTRL (Nonrandom two liquid) entre otros), estas ecuaciones tienen 
parámetros de interacción binaria los cuales están calculados de manera experimental. 
 
La Fig. 1.3 muestra un ejemplo de la diferencia de las curvaturas, específicamente las 
mezclas acetona/cloroformo y acetato de etilo/ agua, estos sistemas forman azeótropos 
donde las composiciones del líquido y del vapor se hacen iguales y se cruzan con la curva 
de equilibrio de la línea . Los sistemas con azeótropos representan difíciles 
problemas de diseño, ya que no es posible obtener dos productos de alta pureza en una 
unidad de destilación simple. Por supuesto, hay maneras de superar este problema, en 
particular mediante el ajuste de la presión. El sistema acetona/ agua no cuenta con un 
comportamiento azeótropico, pero aún es no ideal, como se desprende de la naturaleza 
asimétrica de su curva . 
 
 
 
Figura.1.3 Comportamiento de sistemas binarios composiciones liquido-vapor usando la ley de 
Raoult modificada (1 atm). 
http://en.wikipedia.org/wiki/UNIQUAC
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 13 
 
La predicción o representación matemática del equilibrio de fases para tanto una 
destilación azeótropica como una destilación extractiva es inherentemente difícil, debido a 
que el sistema es multicomponente y la solución es altamente no ideal. En algunos casos 
es limitada la miscibilidad de la fase liquida. La ecuación básica para determinar la 
distribución del equilibrio está dada por 
 
 
 
 
 
 
 
 
 [
 ( 
 )
 
] (1.44) 
 
 
En caso de bajas presiones y gas ideal en la fase vapor 
 
 
 
 
 
 
 
 
 (1.45) 
 
 
La dificultad en la resolución de esta aparente ecuación simple se encuentra en la 
dependencia funcional de , la cual siempre es la unidad de un componente puro, pero 
varía fuertemente con la composición y en algunas instancias tiene valores excedentes de 
 . Bajo condiciones de la ecuacion (1.45) la medida de la facilidad de separación de dos 
componentes es la volatilidad relativa dada por 
 
 
 (
 
 
) (
 
 
) 
 
 
 
 (1.45) 
 
 
Ya que la relación (
 
 
 
 ) es una propiedad de ambos componentes a ser separados, 
ninguna cantidad ni elección de un disolvente puede afectarla. Así que en la evaluación 
de la elección de un disolvente, así como su cantidad para una separación vía destilación 
extractiva, está principalmente en función de los coeficientes de equilibrio en fase líquida. 
Para la búsqueda de los disolventes es necesario conocer el efecto máximo posible, el 
cual ocurre cuando cada componente está en dilución infinita en el disolvente. 
 
 
 
 
 
 
 (1.46) 
 
 
Así que la eficacia de separación de diferentes disolventes puede ser comparada 
mediante el análisis de en cada disolvente para la evaluación del proceso completo, 
sin embargo se podría estimar los valores de y en todas las composiciones que se 
encuentren dentro del proceso. Esto involucra el cálculo de los coeficientes de actividad 
en fase líquida para una mezcla multicomponente a condiciones de proceso y la 
estimación de éstos a dilución infinita. 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 14 
 
I.2 Destilación extractiva 
 
La destilación extractiva es un proceso de vaporizaciónparcial en presencia de un agente 
másico de separación miscible, de alto punto de ebullición y no volátil, normalmente 
llamado disolvente, que se añade a una mezcla de alimentación azeótropica o no 
azeótropica para modificar las volatilidades de los componentes clave, sin que se forme 
ningún azeótropo adicional. La destilación extractiva se usa en la industria petroquímica y 
química para la separación de sistemas de puntos de ebullición cercanos, críticos o 
azeótropico para los cuales la destilación sencilla con una única alimentación es 
demasiado cara o imposible. También puede emplearse para obtener productos que son 
punto de silla de la curva de residuo, que no es generalmente posible en destilaciones de 
alimentación simple. 
 
La destilación extractiva es más comúnmente utilizada en la industria, convirtiéndose en 
un importante método de separación dentro de la ingeniería química, especialmente en el 
ramo de los hidrocarburos. La escala de producción en equipo industrial es diversa, 
desde columnas con diámetros alrededor de 0.5 m, hasta columnas con diámetros de 2.5 
m. Es principalmente utilizada para separar hidrocarburos con puntos de ebullición 
cercanos, entre ellos mezclas de C4, C5, C6. La otra función es la separación de mezclas 
que contienen azeótropos. Entre las principales; alcohol/agua, ácido acético/agua, 
acetona/metanol, metanol/acetato de metilo, etanol/acetato de etilo, acetona/ éter etílico, 
entre otros. En la destilación extractiva, el disolvente adicional es usado para alterar la 
volatilidad del componente que se va a separar. De esta manera es posible obtener un 
componente puro en el domo de la columna y el otro, junto con el disolvente en el fondo, 
el cual puede ser separado fácilmente en una segunda columna de destilación debido al 
alto punto de ebullición del disolvente. 
 
El disolvente no necesita ser vaporizado en el proceso de destilación extractiva, en la 
destilación azeótropica tanto el disolvente como los componentes a separar deben de ser 
vaporizados en el domo de la columna. Por otra parte la cantidad de disolvente que se 
necesita para la destilación azeótropica es amplia, la cual conduce a grandes consumos 
de energía en comparación con la destilación extractiva. Por esta razón la destilación 
extractiva se utiliza con más frecuencia que la destilación azeótropica 
 
La Fig. 1.4 muestra un proceso de destilación extractiva para la separación de un sistema 
binario. La configuración consiste en una columna extractiva de doble alimentación y en 
una columna de recuperación de disolvente. Los componentes A y B pueden tener una 
volatilidad relativa baja y formar un azeótropo de mínimo punto de ebullición. El disolvente 
se introduce en la columna de extracción a una elevada concentración, unos platos por 
debajo del condensador, pero por encima del punto del plato de alimentación. Debido a 
que el disolvente se elige no volátil, permanece a una concentración relativamente 
elevada en la fase líquida a lo largo de las distintas secciones de la columna, por debajo 
del plato de alimentación del disolvente. 
 
Uno de los componentes, A (no necesariamente el componente más volátil de la mezcla 
original), se extrae como una corriente de destilado esencialmente pura. Debido a que el 
disolvente es no volátil, son suficientes unos pocos platos situados por encima del plato 
de alimentación del disolvente para separar el disolvente del destilado. El producto de 
fondos, consistente en B y el disolvente, se envían a una columna de recuperación. 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 15 
 
El destilado procedente de la columna de recuperación es B puro, y el disolvente-producto 
de fondos se recircula de vuelta a la columna extractiva. 
 
Figura 1.4. Diagrama de secuencia típica de destilación extractiva. 
 
 
La destilación extractiva trabaja mediante el aprovechamiento de las mejoras inducidas 
por el disolvente en las no idealidades de la fase líquida en los componentes que van a 
ser separados. El disolvente modifica, selectivamente, los coeficientes de actividad de los 
componentes. Para lograr esto, es necesaria una alta concentración de disolvente. 
Algunas consideraciones importantes del disolvente son: 
 
1- El disolvente debe elegirse de manera que afecte al comportamiento de la fase 
líquida de los componentes clave de manera diferente, de otra manera no se 
producirá ninguna mejora en la separación. 
2- El disolvente debe tener un punto de ebullición mayor que los componentes clave 
de la separación y debe ser relativamente no volátil en la columna de extracción, 
con vistas a permanecer en su mayor parte en la fase líquida. 
3- El disolvente no deberá formar azeótropos adicionales con los componentes de la 
mezcla que se va a separar. 
4- La columna de destilación extractiva deber ser una columna de doble alimentación 
primaria; la columna debe tener una secuencia de extracción. 
Como consecuencia de estas restricciones, la separación de sistemas binarios por 
destilación extractiva corresponde sólo a dos posibles diagramas de regiones de 
destilación de tres componentes, dependiendo de si el sistema binario es crítico o de 
puntos de ebullición cercanos, o forma un azeótropo de mínimo punto de ebullición. La 
adición de disolventes de alto punto de ebullición puede facilitar la ruptura de azeótropos 
de máximo punto de ebullición. 
 
Las composiciones que se alcanzan en las columnas de destilación extractiva con doble 
alimentación son muy diferentes a las de las regiones en forma de lazo para columnas de 
alimentación simple. Tanto el componente puro (cuando el más alto punto de ebullición es 
un punto silla) para sistemas de puntos de ebullición cercanos como el componente puro 
(cuando ambos son puntos de silla) para sistemas azeótropicos de mínimo punto de 
ebullición se pueden obtener como destilado. 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 16 
 
La destilación extractiva es generalmente sólo aplicable a sistemas en los que los 
componentes que van a ser separados contienen uno o más grupos funcionales 
diferentes. La destilación extractiva es antieconómica normalmente para la separación de 
esteroisómeros, homólogos, o isómeros homólogos o estructurales que contienen los 
mismos grupos funcionales a menos que las diferencias en las estructuras también 
contribuyan significativas diferencias en la polaridad, el momento dipolar o el carácter 
hidrofobico. Un ejemplo de este tipo es la separación de etanol de isopropanol, donde la 
adición de benzoato de metilo incrementa la volatilidad relativa desde 1.09 hasta 1.27. 
 
Los diferentes tipos de destilación extractiva existentes pueden dividirse en tres 
principales categorías 
 
1. separación de mezclas azeótropicas de punto de ebullición mínimo. 
2. separación de mezclas azeótropicas con punto de ebullición máximo. 
3. separación de mezclas no azeótropicas con volatilidad relativa baja. 
 
I.2.1. Separación de mezclas azeótropicas con punto de ebullición mínimo. 
 
Cada destilación extractiva que separa una mezcla binaria azeótropica con un punto de 
ebullición mínimo en sus componentes puros tiene un mapa de curva residual y una 
secuencia en la columna como el que se muestra en la Fig. 1.5. Cuando se tiene una 
destilación de mezclas ideales, el componente con el punto de ebullición más bajo es 
siempre el que se recupera como el destilado. No es siempre el caso en la destilación 
extractiva. Tampoco en la ingeniería de diseño libremente se elige qué componente 
azeótropico se recupere en el destilado, a pesar de la aparente simetría del mapa de 
curvas de residuo (figura de los azeótropos). Para un disolvente dado, uno y sólo uno de 
los componentes se puede recuperar por encima en la columna extractiva y no tiene por 
qué ser el componente puro con el punto de ebulliciónmás bajo. Este fenómeno en el que 
el componente puro de punto de ebullición intermedio se destila por el domo en la 
columna extractiva es, debido a la forma en que las volatilidades relativas de los 
componentes en la mezcla son alteradas, por las interacciones en fase líquida entre el 
disolvente y los otros componentes. 
 
 
 
Figura 1.5. Sistema de una mezclas azeótropica con punto de ebullición mínimo. 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 17 
 
La destilación extractiva presenta un comportamiento inesperado en grandes relaciones 
de reflujo. En la destilación ordinaria, el número de etapas requeridas para lograr una 
separación dada disminuye monótonamente a medida que aumenta la relación de reflujo. 
De la misma forma, en una operación con una columna de destilación donde se fija el 
número de etapas, la pureza destilado aumenta monótonamente a medida que aumenta 
la relación de reflujo. Por consiguiente, es muy común para aumentar el reflujo cuando se 
desean productos de mayor pureza. 
 
En la destilación extractiva, el comportamiento es más complejo. A medida que la relación 
de reflujo se incrementa desde su valor mínimo, el número de etapas teóricas necesarias 
para lograr una separación dada disminuye, inicialmente el mismo comportamiento es 
observado con destilaciones ordinarias. Eventualmente, sin embargo, se alcanza un 
mínimo en el número de etapas requeridas y nuevos aumentos de la relación de reflujo 
requieren un número cada vez mayor de etapas (esencialmente todo en la sección de 
extracción) para seguir alcanzando la misma separación. 
 
La Fig. 1.6(a) ilustra un ejemplo de este comportamiento en la separación de etanol-agua- 
etilenglicol. Para las mezclas azeótropicas, más allá de una cierta relación de reflujo 
amplia, para la máxima relación de reflujo, se requiere un número infinito de etapas para 
conseguir la misma separación. Durante la operación de una columna para una 
destilación extractiva, también se pueden observar dos tipos diferentes de 
comportamiento, según el lugar de la columna está en funcionamiento a lo largo de su 
pureza destilado frente a la curva relación de reflujo. Fig. 1.6 (b). 
 
Figura 1.6 .Separación de etanol-agua utilizando etilenglicol como disolvente. (a) Número de 
etapas teóricas en la destilación extractiva como una función de la relación de reflujo. ( b ) Fracción 
molar de etanol destilado en función de la relación de reflujo. 
 
En relaciones de reflujo inferiores, la columna se comporta normalmente. El aumento del 
reflujo aumenta la pureza del producto. A grandes relaciones de reflujo, sin embargo, se 
produce el comportamiento inverso. El aumento de la relación de reflujo da como 
resultado una disminución de pureza del producto. Como se puede imaginar, los 
sistemas de control de destilación se tienen problemas para controlar una columna de 
destilación extractiva que opera en esta región de respuesta inversa. Por lo tanto, un paso 
importante en el diseño de una secuencia de destilación extractiva es localizar donde el 
comportamiento inverso comienza para el disolvente elegido y para el diseño de la 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 18 
 
columna para operar lejos de este punto. La gama de relaciones de reflujo donde se 
puede operar normalmente aumenta con la relación de disolvente y alimentación y, en la 
mayoría de los casos, las regiones complicadas de separación se puede evitar fácilmente. 
La causa de que el aumento de la relación de reflujo causa disminución de la pureza del 
producto son causas por la dilución de la concentración del disolvente en la columna (que 
hace la separación más difícil) a medida que el reflujo del disolvente es alimentado en la 
columna. 
 
 
 
I.2.2. Separación de mezclas azeótropicas con punto de ebullición máximo 
 
Este tipo de mezclas son mucho menos comunes que las mezclas azeótropicas con punto 
de ebullición mínimo para que estas separaciones sean exitosas se utiliza un disolvente 
de alto punto de ebullición. La adición de un disolvente de alto punto de ebullición a una 
mezcla que contiene un punto de ebullición máximo causa una región de destilación que 
va desde el azeótropo de punto de ebullición máximo hacia el disolvente pesado el cual, 
divide los componentes puros deseados en diferentes regiones de destilación. 
 
La única forma en que un disolvente de alto punto de ebullición puede producir un medio 
económicamente viable para separar un azeótropo de máxima ebullición es si la región de 
destilación resultante es muy curvada. Un ejemplo es el uso de ácido sulfúrico para la 
separación de la mezcla ácido nítrico-agua, en donde la Fig. 1.7 muestra que la región de 
destilación de la mezcla y ésta tiene un perfil curveado. Aplica la regla de brazo de 
palanca a las líneas de balance de materiales superpuestos en el mapa de curvas 
residuales que se muestran en dicha figura. 
 
 
 
Figura 1.7. Destilación extractiva del sistema ácido nítrico- agua utilizando como disolvente ácido 
sulfúrico. (a) Mapa de curvas residuales y líneas de balance de materia. (b) Secuencia de 
separación 
 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 19 
 
I.2.3. Mezclas no azeótropicas con volatilidad relativa baja 
 
La destilación extractiva es ampliamente utilizada en la industria petroquímica para 
separar mezclas de puntos cercanos de ebullición cuyas mezclas no contienen 
azeótropos. Los ejemplos más comunes incluyen la purificación de compuestos 
aromáticos, la separación de olefinas y parafinas, diolefinas y olefinas, parafinas y 
naftalenos, estirenos y compuestos aromáticos, y una serie de otras mezclas de 
hidrocarburos. 
 
La destilación extractiva para mezclas con cercano punto de ebullición o de otra baja 
relación pero no azeótropicas está representada por el mapa de curva residual de la Fig. 
1.8. Aunque este mapa es diferente al mapa de destilación extractiva de mezclas 
azeótropicas con mínimo punto de ebullición, la secuencia de destilación es idéntica y el 
proceso funciona por la misma razón. El disolvente altera las volatilidades relativas de los 
componentes a ser separados a través de interacciones en fase líquida. Dependiendo de 
la naturaleza de estas interacciones, ya sea el componente de bajo punto de ebullición o 
el componente puro de medio punto de ebullición se destilarán por el domo en la columna 
extractiva. Lo diagramas de fases pseudo-binario se pueden usar para determinar 
qué componente va a destilar por el domo en la columna extractiva. 
 
Cuando la composición del componente con el menor punto de ebullición es graficado y la 
concentración de disolvente aumenta causa que la curva pseudo binaria del ELV se 
coloque encima de la curva real de ELV, entonces el disolvente acentúa la diferencia de 
volatilidad relativa y hará que el componente de menor punto de ebullición se destile por 
el domo de la columna. Si la curva pseudo binaria del ELV se coloca por debajo de la 
curva real de ELV, el disolvente invierte la diferencia de volatilidad relativa de la mezcla y, 
se encuentra a concentraciones suficientemente altas de disolvente, el componente de 
intermedio punto de ebullición se destilara por el domo de la columna. Debido a que no 
hay ningún azeótropo, estas mezclas podrían, en teoría, ser separadas sin la adición de 
un disolvente, sin embargo sería una tarea difícil y una costosa separación. En 
consecuencia, no hay relación de alimentación mínima (flujo mínimo disolvente). Existen 
curvas que relacionan el número de etapas en la columna extractiva con relación de 
alimentación. 
 
 
Figura 1.8. Mapa de curva residual de una mezcla no azeótropica. 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propilenomediante destilación extractiva 20 
 
 1.2.4. Efecto del disolvente en la destilación extractiva 
 
En la destilación de mezclas ideales o no azeótropicas, el componente con el menor 
punto de ebullición siempre se recupera principalmente en el destilado, mientras que el de 
mayor punto de ebullición se recupera principalmente por el fondo. La situación no es tan 
clara para una operación de destilación extractiva. Con algunos disolventes, los 
componentes con el menor punto de ebullición se recuperan por el destilado como en la 
destilación ordinaria. Para otros disolventes, el orden esperado se invierte, y el 
componente con el mayor punto de ebullición se recupera en el destilado. La posibilidad 
de que la volatilidad relativa esperada se invierta por la adición de un disolvente es 
función completamente del modo que tiene el disolvente de interactuar con los 
coeficientes de actividad, afectando, por tanto, a la volatilidad de los componentes de la 
mezcla. 
 
En las operaciones normales de la destilación extractiva (por ejemplo, sistemas críticos, 
de puntos de ebullición cercanos o sistemas azeótropicos), las volatilidades relativas entre 
los componentes clave ligero y pesado será la unidad. Asumiendo una fase de vapor ideal 
y componentes subcríticos, la volatilidad relativa entre los componentes clave ligero y 
clave pesado de la separación deseada se pueden escribir como producto de cociente de 
las presiones de vapor de los componentes puros y el cociente de los coeficientes de 
actividad independientemente de que el disolvente no esté presente. 
 
 
 
 (
 
 
 
 ) (
 
 
) (1.47) 
 
 
 
Donde L y H denotan los componentes de menor a mayor punto de ebullición, 
respectivamente. 
 
 
La adición del disolvente tiene un efecto indirecto en el cociente de las presiones de 
vapor. Debido a que el disolvente tiene un alto punto de ebullición y generalmente se 
añade con una relación molar relativamente alta a la mezcla de alimentación inicial, la 
temperatura de un proceso de destilación extractiva tiende a incrementarse por encima 
de la temperatura de una destilación simple de la mezcla binaria original (a menos que 
disminuya la presión del sistema). El resultado es el correspondiente incremento en la 
presión de vapor para ambos componentes clave. De todas maneras, el incremento en la 
temperatura de operación generalmente no provoca una modificación significativa de la 
volatilidad relativa, debido a que frecuentemente la relación de presiones de vapor 
permanece aproximadamente constante, a menos que las pendientes de las curvas de 
presión difieran significativamente. Típicamente la relación de presiones de vapor 
permanece mayor que la unidad, verificando la volatilidad natural del sistema. 
 
 
 
 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 21 
 
 
Debido a que los coeficientes de actividad tienen una fuerte dependencia de la 
composición, el efecto del disolvente en los coeficientes de actividad es generalmente 
más pronunciado. De todas maneras, la magnitud y dirección del cambio es muy 
dependiente de la concentración del disolvente, así como de las interacciones en la fase 
liquida entre los componentes clave y el disolvente. El disolvente actúa para reducir las no 
idealidades de los componentes clave, los cuales tienen un comportamiento en fase 
líquida similar al del disolvente, mientras que aumenta el comportamiento no ideal de los 
componentes no clave. 
 
El disolvente y el componente clave que presenta el comportamiento más similar con el 
disolvente en fase líquida tienden a mostrar pocas interacciones moleculares. Estos 
componentes forman una solución líquida ideal o casi ideal. Los coeficientes de actividad 
de este componente clave se aproximan a la unidad o pueden incluso mostrar 
desviaciones negativas de la ley de Raoult si se produce solvatación o interacciones 
complejas (Perry 2001). Por otro lado, el componente no clave y el disolvente muestran 
interacciones moleculares no favorables, incrementándose el coeficiente de actividad de 
este componente clave. 
 
Las desviaciones positivas de la ley de Raoult son potenciadas mediante el efecto de 
dilución de la elevada concentración del disolvente, pudiéndose aproximar el coeficiente 
de actividad de este componente a su valor de dilución infinita, que es frecuentemente un 
número muy alto. 
 
 
La volatilidad relativa natural del sistema se mejora cuando el coeficiente de actividad del 
componente puro de menor punto de ebullición se incrementa por la adición de disolvente 
( 
 
 
 se incrementa y 
 
 
 
 ). El componente puro de menor punto de ebullición se 
recuperara en el destilado. Para recuperar el componente puro de mayor punto en el 
destilado, la adición del disolvente debe disminuir la relación 
 
 
 de manera que el 
producto 
 
 
 y 
 
 
 
 (por ejemplo, ) en presencia del disolvente sea menor que la unidad. 
Generalmente, esto último es más difícil y requiere relaciones disolvente – alimentación 
más alta. Normalmente es mejor seleccionar un disolvente que fuerce al componente de 
menor punto de ebullición a salir por el domo 
 
El efecto de la concentración del disolvente en los coeficientes de actividad de los 
componentes clave se muestra en la Fig. 1.9 para un sistema metanol-acetona con tanto 
agua como metil-isopropil-cetona (MIPC) como disolvente, para una mezcla inicial de 
alimentación 50 % mol de metanol y 50 % mol de acetona (sin presencia de disolvente), 
la relación de coeficientes de actividad de metanol y acetona es muy próxima a la unidad. 
Utilizando agua como disolvente, el coeficiente de actividad del compuesto clave 
(metanol) se incrementa ligeramente a medida que se incrementa la concentración del 
disolvente, mientras que el coeficiente de la acetona se aproxima al valor, relativamente 
grande, de dilución infinita. Cuando el disolvente es metil-isopropil- centona, la acetona es 
el compuesto clave y su coeficiente de actividad cae hasta la unidad a medida que 
aumenta la concentración del disolvente, mientras que el coeficiente de actividad del 
metanol se incrementa. 
 
Procesos de separación 
 
 
 Separación de propano-propileno mediante destilación extractiva 22 
 
 
Figura 1.9. Efectos de la concentración del disolvente en los coeficientes de actividad del sistema 
acetona-metanol. (a) Disolvente agua. (b) Disolvente MIPC. 
 
 
 
Existen varios métodos para determinar si los componentes puros de mayor punto de 
ebullición se recuperaran en el destilado. Para una serie de concentraciones de 
disolvente, el diagrama de fase de los componentes clave alto y bajo punto de 
ebullición se pueden presentar sobre una base libre de disolvente. 
 
Los perfiles de composición de las columnas de destilación extractiva tienen una forma 
característica en los diagramas triangulares. El perfil de composición para la separación 
metanol-acetona se dan en la Fig. 1.10. Los perfiles de agotamiento y rectificación 
empiezan en las composiciones de los fondos y destilado respectivamente, se desplazan 
generalmente a lo largo de los ejes del triángulo de composiciones y entonces giran hacia 
el nodo de alto punto de ebullición (disolvente) y el nodo de bajo punto de ebullición 
respectivamente. Para que un diseño de alimentación sencilla sea posible, estos perfiles 
deben cruzarse en algún punto. Sin embargo, en una destilación extractiva no se pueden 
cruzar. El perfil de la sección de extracción actúa como puente entre estas dos secciones. 
La mayor parte de la separación del componente clave se produce en esta sección en 
representación de altas concentraciones de disolvente. 
 
 
La variable que tiene un impacto más significativo en el aspecto económico de una 
destilación extractiva