diseÑo de una planta de endulzamiento de...
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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
DISEÑO DE UNA PLANTA DE ENDULZAMIENTO DE GAS NATURAL CON AMINAS
REFORMULADAS
Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia
para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARIUN EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: JUAN BAUTISTA ROSALES BELANDRIA Tutor: Jorge Barrientos
Maracaibo, Abril de 2004
APROBACIÓN Este jurado aprueba el Trabajo de Grado titulado DISEÑO DE UNA PLANTA DE ENDULZAMIENTO DE GAS NATURAL CON AMINAS REFORMULADAS que Juan Bautista Rosales Belandria, C.I.: 12.048.168 presenta ante el Consejo Técnico de la División de Postgrado de la Facultad de Ingeniería en cumplimiento del Articulo 51, Parágrafo 51.6 de la Sección Segunda del Reglamento de Estudios para Graduados de la Universidad del Zulia, como requisito para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
________________________ Coordinador del Jurado
Jorge Barrientos C. I.: V3.509.055
_______________________ ______________________ Jorge Velásquez Norka Vera de Barrios
C. I.: V14.990.536 C. I.: 3.385.377
_______________________ Director de la División de Postgrado
Carlos Rincón
Maracaibo, Abril de 2004
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Rosales Belandria, Juan Bautista. Diseño de una Planta de Endulzamiento de Gas Natural con Aminas Reformuladas. (2004) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. División de Postgrado. Facultad de Ingeniería. Maracaibo, Venezuela,105p, Prof. Jorge Barrientos.
RESUMEN
Como un aporte a los estudios existentes en el país en lo que respecta al tema de tratamiento de gas natural surge la idea de materializar el diseño de una planta de endulzamiento por medio de aminas reformuladas (UCARSOL®), para efectuar una comparación técnica y económica con un diseño que utilice amina convencional (Monoetanolamina). El cálculo para ambos sistemas se realizó partiendo de la misma aplicación en cuanto a condiciones de presión, temperatura, carga y composición de gas mediante una hoja de cálculo que permite relacionar y determinar todos los parámetros útiles para llevar a cabo dicho diseño. Del análisis de resultados se determinó que la variable con más influencia, entre utilizar un sistema u otro, es la tasa de circulación de la solución endulzadora, lo cual trae como consecuencia ahorros de energía y por consiguiente la reducción de los costos operacionales, así como también disminución del tamaño de los equipos que constituyen la planta, y ahorros en mantenimiento dado que los solventes reformulados presentan menor potencial corrosivo. Por ultimo, económicamente un diseño de endulzamiento de gas natural con aminas reformuladas presenta excelentes ventajas respecto al uso de aminas convencionales. Palabras Clave: Aminas reformuladas, solución endulzadora, endulzamiento de gas natural, UCARSOL®, Monoetanolamina. E-mail del Autor: [email protected]
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Rosales Belandria, Juan Bautista. Designing of a Natural Gas Sweetening Plant With Formulated Amines. (2004) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. División de Postgrado. Facultad de Ingeniería. Maracaibo, Venezuela,105p, Prof. Jorge Barrientos.
ABSTRACT
Being a contribution to the existing studies referred to the natural gas treatment around the country, it comes the idea of materializing the design of a sweetening plant through formulated amines (UCARSOL®), in order to do a technical and economical comparison through a design that uses a coventional amine (monoethanolamine). The caculus for both systems was done thinking about the same functionality considering the gas conditions pressure, temperature, rate and gas composition, through a calculus sheet that let us to relate and determine all the necessary parameters to have the design done. After analyzing the results, it was determined that the most influent variable, using one system or the other, is the circulation rate of the sweetening solution, resulting as consequence energy savings and therefore the reduction of operating expenses, and at the same time the reduction of the equipment sizes in the plant and maintenance savings because the less quantity of corrosive materials presents in the fomulated solvents. Finally, natural gas sweetening plant design with formulated amines shows excelents economical advantages compared with the use of conventional amines. Key Words: Formulated amines, Sweetening Solution, Natural Gas Sweetening, Ucarsol®, Monoethanolamine. Author’s e-mail: [email protected]
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DEDICATORIA
A Dios Todopoderoso, al Santo Niño de La Cuchilla, al Santo Cristo de la Grita y
la Virgen de la Consolación de Táriba por iluminar |el camino de mi superación.
A mi hija, Daniela Andreina, por ser la razón que me enrumba a ser cada día
mejor, y para que esta meta que estoy alcanzando le sirva de estimulo para el logro de
sus futuros objetivos.
A mi esposa, Belkis, por estar a mi lado siempre presta a brindarme su compañía
y apoyo en el logro de mis metas.
A mis padres, por ser tan consecuentes colaboradores y siempre confiar en mi.
A mis hermanos, para que este nuevo logro alcanzado en mi vida sea motivo de
estimulo en cada uno de sus proyectos, y en consecuencia lleguen a feliz termino.
A todas las personas que siempre me han apoyado y me han dicho alguna
palabra de aliento para seguir adelante.
6
AGRADECIMIENTO
Mi más sincero agradecimiento a todas las personas e instituciones que hicieron
posible la realización de este trabajo, especialmente:
A José Pérez, por su valiosa colaboración, apoyo y compañerismo incondicional
en el transcurso de esta etapa.
Al Profesor Jorge Barrientos, tutor de la tesis, por todo su apoyo y colaboración.
A La Universidad de Zulia, especialmente, la División de Posgrado de Ingeniería,
por poner su infraestructura y potencial humano expresado en conocimientos técnicos,
al servicio de la superación personal de profesionales y en beneficio del desarrollo
integral del país.
7
TABLA DE CONTENIDO
Página
RESUMEN...............................................................................................
3
ABSTRACT..............................................................................................
4
DEDICATORIA........................................................................................
5
AGRADECIMIENTO................................................................................
6
TABLA DE CONTENIDO.........................................................................
7
LISTA DE TABLAS..................................................................................
10
LISTA DE FIGURAS ...............................................................................
12
INTRODUCCIÓN..................................................................................... 13 CAPÍTULO
I PROBLEMA......................................................................
15
Planteamiento del Problema...................................... 15
Justificación de la Investigación................................ 15
Objetivos de la Investigación..................................... 16
Objetivo General.................................................. 16
Objetivos Específicos........................................... 16
Alcance Del Estudio.................................................... 16
II MARCO TEÓRICO........................................................... 18
Plantas de Endulzamiento de Aminas........................ 18
Separador de Entrada.......................................... 19
Absorbedor o Contactor....................................... 19
Tanque de Venteo................................................ 21
Intercambiador de Calor Amina-Amina................ 22
Regenerador......................................................... 23
Tanque de Abastecimiento................................... 25
Bomba de la Solución Pobre................................ 26
8
Página
Filtros.................................................................... 26
Enfriador de la Solución Pobre............................. 27
Concentrador o Recuperador de la Amina........... 27
Procesos de Endulzamiento o Desacidificación......... 28
Tipos de Procesos................................................ 29
Procesos con Solventes Químicos.............. 30
MEA (monoetanolamina)..................... 31
DGA (diglicolamina)............................. 33
DEA (dietanolamina)........................... 34
DIPA (diisopropanolamina).................. 35
ADIP (diisopropanolamina activada)... 35
MDEA (metildietanolamina)................. 35
A-MDEA (metildietanolamina activada). 36
Factores para la Selección de un Proceso........... 36 Variables de Control y Operación de una Planta....... 37
Tasa de Circulación de la Solución...................... 37
Carga de Gas Ácido............................................. 38
Concentración de la Solución............................... 38
Reflujo.................................................................. 39
Recuperación de Potencia................................... 40
Intercambio de Calor............................................ 40
Perdidas de Amina............................................... 41
Formación de Espuma......................................... 41
Filtración............................................................... 42
Reducción de los Costos de Corrosión................ 43
Aminas Formuladas.................................................... 44
Ucarsol………………………………………………. 44
Jefftreat MS – 100…………………………………. 45
GAS/SPEC........................................................... 46
Aminas Impedidas................................................ 48
9
CAPÍTULO Página
III DESARROLLO DE LOS CALCULOS............................... 50
Datos para Sistemas de Endulzamiento.................... 51
Cálculo con Monoetanolamina.................................... 54
Cálculo con Amina Formulada Ucarsol ®................... 73
IV ANÁLISIS DE RESULTADOS........................................... 92
V CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES.................... 101
Conclusiones............................................................. 102
Recomendaciones...................................................... 103
BIBLIOGRAFÍA........................................................................................ 105
10
LISTA DE TABLAS
TABLA Página
1 Características Generales de los Procesos de Endulzamiento.........................................................................
29
2 Procesos con Alcanolaminas.................................................. 31 3 Cuadro resumen de las diferentes aminas disponibles en el
mercado...................................................................................
48
4 Composición del gas ácido entrando a la planta..................... 51 5 Información de los solventes................................................... 52 6 Tamaños de los recipientes de acuerdo a la tasa de
circulación de amina................................................................
53
7 Continuación de tamaños de los recipientes de acuerdo a la tasa de circulación de amina...................................................
53
8 Composición y propiedades del gas ácido entrando a la planta.......................................................................................
54
9 Otras propiedades del gas ácido entrando a la planta............ 55 10 Composición del gas tratado................................................... 57 11 Calor específico del gas tratado.............................................. 57 12 Composición de la solución que llega al absorbedor.............. 62 13 Composición de la solución que sale del absorbedor y entra
al regenerador.........................................................................
63
14 Factor de Corrección de Barton, B.......................................... 69 15 Cálculo de Es = [ST(m+1)-ST]/[ST(m+1)-1], asumiendo m
(número de platos)..................................................................
72
16 Composición del gas ácido entrando a la planta..................... 73 17 Otras propiedades del gas ácido entrando a la planta............ 74 18 Composición del gas tratado................................................... 76 19 Calor específico del gas tratado.............................................. 76 20 Composición de la solución que llega al absorbedor.............. 81 21 Composición de la solución que sale del absorbedor y entra
al regenerador.........................................................................
82
22 Factor de Corrección de Barton, B.......................................... 88 23 Cálculo de Es = [ST(m+1)-ST]/[ST(m+1)-1], asumiendo m
(número de platos)..................................................................
91
24 Propiedades del solvente........................................................
93
11
TABLA Página
25 Parámetros en el regenerador y Tanque de reflujo................. 94 26 Tasa de circulación de la solución........................................... 94 27 Calor remanente en la amina.................................................. 95 28 Incremento de la temperatura del gas en el absorbedor......... 95 29 Temperatura de solución pobre o limpia a la entrada del
absorbedor..............................................................................
95
30 Intercambiador de calor amina-amina..................................... 96 31 Carga calorífica....................................................................... 96 32 Características de la solución que deja la torre de
regeneración............................................................................
97
33 Dimensionamiento del tanque de suministro........................... 98 34 Dimensionamiento del acumulador de reflujo......................... 98 35 Especificaciones del condensador.......................................... 98 36 Capacidad de la bomba de solución....................................... 99 37 Especificaciones del absorbedor............................................. 99 38 Especificaciones del regenerador........................................... 100 39 Costo estimado de la planta.................................................... 100
12
LISTA DE FIGURAS
FIGURA
Página
1 Esquema general de una Planta de Amina................
18
2 Esquema del Absorbedor de una Planta de Amina....
20
3 Esquema del Tanque de Venteo................................
22
4 Esquema del Regenerador de Amina........................
24
5 Esquema del Tanque de Abastecimiento de Amina...
25
6 Esquema del Rehervidor y Recuperador................... 28
13
INTRODUCCIÓN
Con el incremento de la población mundial, cada vez se hace necesario mayor
cantidad de energía para satisfacer los requerimientos que permitan garantizar la
continuidad de su desarrollo, una de las principales fuentes de energía que ha existido
por muchos años, que se usa en el presente y posiblemente sea la más importante en
el futuro es el gas natural proveniente de yacimientos de gas o asociado a la producción
de petróleo. Una de las grandes preocupaciones que presenta la industria del gas
natural es la remoción de los contaminantes que trae consigo del subsuelo, dichos
contaminantes se les suele llamar gases ácidos , su presencia genera problemas de
mal olor, toxicidad, corrosión de estructuras, tuberías y equipos de las facilidades que
se instalan para su manejo y procesamiento, disminución del poder calorífico y algunos
componentes a partir de ciertas concentraciones en el ambiente atentan mortalmente
contra la vida de los seres vivos. Dentro de los contaminantes más comunes que se
encuentran en el gas natural se tiene: el ácido sulfhídrico (H2S) y el dióxido de carbono
(CO2); y, en menores proporciones el disulfuro de carbono (CS2), sulfuro de carbonilo
(COS) y los mercaptanos(RSH).
Muchos procesos, a lo largo de los últimos 100 a 120 años, se han desarrollado
para efectuar la remoción de dichos contaminantes, entre ellos se tienen procesos de
absorción con solventes físicos, químicos y mixtos; procesos cíclicos consumibles,
membranas y procesos de conversión directa.
Dado que se dispone de una gran variedad de procesos, cuando se requiere la
instalación de una planta con el fin de endulzar un gas natural, la preocupación radica
en la selección técnica y económica del mejor proceso de acuerdo a la aplicación
específica que se tenga.
El presente estudio se centra en el diseño de una planta de endulzamiento de
gas natural con aminas formuladas, con el fin de efectuar una comparación técnica con
respecto a una planta para la misma aplicación utilizando amina convencional, el
solvente formulado con el cual se desarrollan los cálculos es UCARSOL®, patentado por
la Unión Carbide actualmente fusionada con Dow Chemical Company, mientras que la
amina convencional utilizada para efectuar la comparación es la monoetanolamina
(MEA).
CAPITULO I EL PROBLEMA
15
CAPITULO I
EL PROBLEMA Planteamiento del Problema
El endulzamiento o desacidificación es una de las fases del procesamiento del
gas natural que garantiza acondicionarlo para su uso ya sea domestico o industrial.
Uno de los procesos más utilizados para realizar la remoción de componentes
ácidos en el gas natural es la absorción con solventes químicos, entre ellos las aminas
convencionales y ahora mas reciente las aminas formuladas.
En la actualidad, la mayoría de procesos a nivel industrial se encuentran
automatizados, guiados por programas computarizados, que permiten establecer
relaciones entre las variables involucradas, resultando en una mayor confiabilidad
general del sistema.
Debido a la dificultad para conseguir en el mercado un programa computarizado
que permita predecir el comportamiento de las variables operacionales tales como:
presión, temperatura, composición y tasas de circulación en una planta de
endulzamiento de gas natural con aminas; es necesario realizar un estudio para
materializar la ejecución de dicho programa computarizado.
Justificación de la Investigación
Mediante el programa objeto de este trabajo se puede obtener la predicción del
comportamiento de las variables operacionales, para validarlas con los parámetros
preestablecidos de funcionamiento de la planta.
Este diseño facilitará el estudio de las plantas de endulzamiento de gas natural
por medio de aminas, con fines académicos en la asignatura de tratamiento del gas
natural, ya que se podrá predecir el comportamiento general de los equipos y de las
variables en cada punto de la planta.
Con el programa se mejorará la efectividad en el análisis de los parámetros
operacionales debido a su versatilidad y rapidez en la entrega de resultados detallados
en los diferentes equipos que conforman la planta.
16
Objetivos de la Investigación Objetivo General
Diseñar una planta de endulzamiento de gas natural que permita conocer el
comportamiento de las variables operacionales con amina reformulada (MDEA+) y
establecer comparación con una planta de monoetanolamina (MEA).
Objetivos Especificos • Determinar el comportamiento de las variables que están presentes en una planta
de endulzamiento con aminas reformuladas.
• Determinar la cantidad y concentración de contaminantes de gas a la entrada y
salida de la planta.
• Realizar un estudio comparativo entre un proceso con amina convencional versus
amina reformulada.
• Efectuar un análisis que permita inferir posibles cambios en algunos parámetros
involucrados para optimizar el rendimiento de la planta.
Alcance del Estudio
El estudio parte desde el punto de vista exploratorio ya que actualmente hay un
conocimiento general del funcionamiento de la planta de endulzamiento de gas natural
con aminas mediante la revisión bibliográfica, con el fin de adaptar algunos conceptos
al contexto de la investigación.; luego se conduce por una fase descriptiva mediante un
análisis detallado del comportamiento de las variables operacionales en la entrada y
salida de cada uno de los equipos que conforman la planta; por ultimo se convertirá en
un estudio correlacionar para establecer relaciones y comparaciones entre las
diferentes variables operacionales del sistema.
CAPITULO II MARCO TEORICO
18
CAPITULO II
MARCO TEORICO
Plantas de Endulzamiento de Aminas
Para mostrar el funcionamiento de una planta típica de endulzamiento de gas
natural con aminas se procede a describir cada uno de los componentes que la
constituyen.
Figura 1. Esquema general de una Planta de Amina (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías)
G a s
A g r i o
A b s o r b e d o r
Rehervidor
Recuperador (opcional)
Regenerador
Acumulador de Reflujo
Condensador
Tanque de Abastecimiento
Tanque de Venteo
Intercambiador Amina-Amina
Gas Dulce
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Separador de Entrada
Este recipiente, colocado a la entrada de la planta, es la unidad encargada de
separar los contaminantes que llegan con la corriente de gas, tales como hidrocarburos
líquidos, agua libre, partículas sólidas y algunos compuestos químicos que han sido
agregados previamente al gas natural, los cuales suelen causar efectos nocivos, como
por ejemplo alteración y degradación del solvente, formación de espuma y corrosión.
Absorbedor o Contactor
El gas natural agrio que sale del separador, entra al absorbedor por el fondo de
la torre y fluye hacia arriba para entrar en contacto con la solución de amina pobre que
baja desde el tope de la torre. En este contacto el gas ácido es absorbido por la
solución. El gas natural tratado que sale por el tope debe salir con muy poca cantidad
de componentes ácidos.
El contenido de impurezas en el gas residual dependerá de las condiciones de
diseño y de la operación del sistema.
La solución que sale por el fondo del absorbedor, dependiendo de la
composición del gas natural agrio, así como del diseño y operación de la planta,
normalmente contiene:
• Agua
• Aminas
• Componentes ácidos (principalmente CO2, H2S y algunas veces en menor
proporción COS, CS2 y mercaptanos)
• Gas natural que ha quedado en la solución
• Hidrocarburos líquidos retirados de la corriente de gas
• Sólidos y otras impurezas
La cantidad de hidrocarburos líquidos que pasa a la solución de amina, aumenta
a medida que sube la presión de operación y/o disminuye la temperatura de contacto.
La cantidad de gas disuelto dependerá del tipo de solución que se utilice. La
MEA retiene menos contaminantes que otras soluciones. Por ejemplo, la MDEA+
20
utilizada en el problema tipo de Endulzamiento de Gas Natural de Marcías Martínez,
absorbe 3,85 pie3 de gas ácido por cada galón de solución.
El fluido que sale por el fondo de la torre se conoce como solución rica, ácida o
contaminada. Lo mas común es llamarla rica, debido a que se ha enriquecido de los
componentes ácidos.
Esta solución fluye hacia el tanque de venteo, utilizando un controlador de nivel
que abre y cierra una válvula instalada entre el fondo del absorbedor y dicho tanque,
para garantizar una altura de líquido constante en el fondo del absorbedor.
La temperatura de la amina pobre que entra a l tope del absorbedor está limitada
a un mínimo valor en el rango de 100 °F, debido a que los sistemas de enfriamiento
convencionales de agua o aire normalmente alcanzan este rango, sin embargo esta
temperatura se recomienda que sea 10 °F mayor que la temperatura de entrada del gas
natural agrio en el fondo del absorbedor, para evitar la condensación de los
hidrocarburos pesados contenidos en el gas natural. Temperaturas muy altas en la
solución de amina pobre causarán excesivas pérdidas de amina debido a la
vaporización, así como también disminuye la capacidad de carga de gas ácido en la
solución. La máxima temperatura para separar H2S será 120 °F y para CO2 150 °F.
Figura 2. Esquema del Absorbedor de una Planta de Amina (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías)
Torre Absorbedora
Entrada de Gas Natural
Agrio
Solución de Amina
Rica
Salida de Gas Natural Endulzado
Solución de Amina Pobre
•Amina •H2S •CO2 •H2O •Hidrocarburos
Enfriador de Amina Pobre
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Tanque de Venteo
Es utilizado para separar el gas que se disuelve en la solución. Normalmente es
requerido, excepto cuando la presión del absorbedor es muy baja, y se opera a una
presión aproximada de 75 a 100 lpcm.
Cuando la presión de la solución rica que sale del absorbedor se reduce desde la
presión de contacto hasta la de trabajo del tanque de venteo, la mayor parte de los
hidrocarburos que se han disuelto en la solución se vaporizan llevándose consigo una
pequeña cantidad del gas ácido.
El propósito de este tanque es recuperar los hidrocarburos disueltos en la
solución, los cuales se conducen a un mechurrio o se utilizan como gas combustible. De
esta manera se evita la formación de espuma y se logra una mejor operación de la
planta.
No obstante, es recomendable tener presente el poder contaminante de estos
gases, eso podría impedir su uso como combustible. Lo normal es que contenga una
cantidad excesiva de CO2, por lo que se reduce de manera considerable el valor
calorífico, pero también puede tener H2S lo cual es peligroso. Por estas razones se
suele colocar, a la salida del tanque de venteo un pequeño contactor.
Es recomendable conectar al tope de este pequeño absorbedor, una línea de
amina pobre con el fin de retirar el gas ácido que transporta el gas combustible.
Esta pequeña porción de solución contaminada se mezcla con la corriente de
amina rica que va hacia el regenerador. La tasa de flujo se regula con un controlador de
nivel colocado en el tanque de venteo.
La presión del tanque de venteo se controla, a su vez, con una válvula colocada
en la salida de la corriente de gas, que trabaja con un controlador de presión.
Esta válvula abre y cierra para mantener constante la presión en el recipiente.
Cuando el gas que se está tratando contiene hidrocarburos pesados, parte de
ellos son disueltos en la solución de amina dentro del absorbedor, al disminuir la
presión en el tanque de venteo, ellos se separan formando una película en la superficie
de la solución de amina depositada en este recipiente. Para lograr la mayor separación
posible de los hidrocarburos pesados en este tanque, es necesario incrementar el
tiempo de residencia hasta un máximo de 30 minutos.
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Finalmente son drenados a través de una válvula que puede ser manual o
dirigida por un controlador de nivel.
Figura 3. Esquema del Tanque de Venteo Amina (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías)
Intercambiador de Calor Amina-Amina
El propósito del intercambiador de calor es aprovechar una parte de la energía
de la amina pobre o limpia que sale del regenerador.
La solución pobre que sale del rehervidor, se enfría al pasar por el
intercambiador de calor, mientras que la amina rica que viene del tanque de venteo se
calienta hasta un máximo de 210 °F para hacer mas fácil la separación de los gases
ácidos que transporta.
Es conveniente evitar que no se separe el gas en la tubería antes de entrar a la
columna de regeneración ya que el sistema se vuelve muy corrosivo. Para reducir este
problema normalmente se usa tubería recubierta con acero inoxidable.
La velocidad lineal máxima de la solución a través de los tubos es de 3 pie/seg.
El intercambiador de calor mas común es del tipo concha y tubos en U. La
solución rica normalmente fluye a través de los tubos y la solución pobre, por la carcaza
del intercambiador bañando los tubos por su parte exterior.
Entrada de Amina Rica
Amina Rica Sin Hidrocarburos
Drenaje de Hidrocarburos
Intercambiador Amina - Amina
Amina Rica Hacia el Regenerador
Control de Presión
Control de Nivel
Contactor del Tanque
de Venteo
Entrada de Amina Pobre
Gas Combustible
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Después del intercambiador se coloca una válvula sobre la línea de la solución
rica que va hacia el regenerador, dirigida por un controlador de nivel, ubicado en el
tanque de venteo con el fin de mantener un nivel óptimo de solución en dicho
recipiente.
El regenerador por lo general, se opera a una presión que varía entre 4 y 8 lpcm.
A esta presión, los gases que contienen la solución rica se evaporan a medida que se
calienta la solución.
Regenerador
El propósito del regenerador es remover el gas ácido contenido en la solución
rica. En una planta de amina, la torre de regeneración por lo general contiene entre 18 y
24 bandejas. La solución rica que viene del intercambiador de calor entra en el tercero
al quinto plato por debajo del tope. A medida que la solución desciende entra en
contacto con los vapores del rehervidor que suben hacia el tope de la torre. El vapor
burbujea en la solución, en cada plato, retira los gases ácidos de la solución y los
transporta hacia el tope de la torre.
El equipo responsable de la compensación energética de la planta es el
rehervidor. Allí se produce o suministra el calor necesario para vaporizar el agua que
viene junto a la solución rica y la que regresa al regenerador como reflujo. El vapor fluye
en contracorriente con el líquido que cae y, en cada plato, entra en contacto con la
solución para lograr el equilibrio que permite el despojamiento del gas ácido. En los
rehervidores que utiliza como fuente de calor vapor, el consumo de vapor en la planta
es un parámetro extraordinario para medir el comportamiento del sistema.
Cuando la cantidad de calor aumenta, se incrementa también la cantidad de gas
ácido despojado.
Los vapores que salen por el tope de la torre de regeneración son una mezcla de
vapor de agua y gas ácido. Al pasar por el condensador, el vapor de agua se condensa
y los gases ácidos también conocidos como gases de cola salen de la planta.
El condensador puede ser de tipo concha y tubos, con el uso de agua a través de
los tubos, o un enfriador de aire con ventilador eléctrico. En cualquiera de los dos
casos, lo que sale del condensador (una mezcla de agua y gases ácidos), entran al
acumulador de reflujo. Este acumulador es un separador gas líquido. Los gases, que
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han sido removidos en el absorbedor y liberados en el regenerador, salen por el tope
del recipiente a través de una válvula de control de presión. Por lo general van a un
incinerador, a una línea de venteo o a una planta recuperadora de azufre.
La presión en la torre de regeneración se mantiene constante utilizando el
controlador de presión que regula una válvula instalada en la línea de gas del
acumulador de reflujo. El agua que cae al acumulador es bombeada como reflujo, hacia
el tope de la torre de regeneración y se regula con un controlador de nivel colocado en
el acumulador el cual activa una válvula de control ubicada después de la bomba de
reflujo. La solución que se acumula en el fondo del rehervidor se calienta y se vaporiza
parcialmente. Los vapores se desplazan hacia la torre.
Figura 4. Esquema del Regenerador Amina (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías)
Condensador
Amina Rica
Acumulador de Reflujo
H2S y CO2
Torre Regeneradora
Rehervidor
Recuperador
Intercambiador Amina - Amina
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Tanque de Abastecimiento
El tanque de abastecimiento se usa para almacenar la solución pobre o limpia.
Por efectos del trabajo diario, parte de la solución, se pierde en el contactor y en el
regenerador. También habrá pequeñas pérdidas en el empaque de la bomba y en otros
sitios. A medida que desciende el nivel de la solución en el tanque de abastecimiento es
necesario agregar solución fresca. Es preciso vigilar que al agregar solución al sistema
se mantenga la proporción agua/amina recomendada en el diseño original. Cuando la
solución trabaja demasiado concentrada o diluida la planta funciona ineficientemente.
Si la solución de amina entra en contacto con aire, reacciona con el oxigeno y
pierde capacidad para remover componentes ácidos del gas natural. Como
consecuencia es esencial que el aire no entre en contacto con la solución.
Figura 5. Esquema del Tanque de Abastecimiento de Amina (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías)
Para prevenir este efecto, se puede utilizar un colchón de gas inerte en el tanque
de abastecimiento. Algunas veces se utiliza gas natural en sustitución del gas inerte.
Para prevenir la entrada de aire al sistema se utiliza una presión de 1 a 2 pulgadas de
agua.
Gas Combustible Entrada de
Agua
Entrada Amina Fresca
Cámara de Gas
Bomba de Amina
Amina Pobre que viene del
Intercambiador Amina-Amina
Filtro
Amina Pobre hacia el Absorbedor
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Bomba de la Solución Pobre
El líquido del tanque de abastecimiento pasa a la bomba, la cual aumenta la
presión de la solución pobre de tal manera que pueda entrar en el absorbedor. Por lo
general esta bomba es del tipo de desplazamiento positivo. El caudal se regula
desviando una porción del líquido de la descarga de la bomba hacia una válvula de
control manual ubicada en la succión de la bomba.
La máxima tasa de flujo se obtiene cuando la válvula ubicada en la desviación
está cerrada. La tasa de flujo de la solución regenerada que va al absorbedor,
normalmente se mide por medio de un rotámetro. La bomba o las bombas debe(n)
tener 100% de respaldo para garantizar flujo continuo de solución pobre al tope del
absorbedor.
Debido a que la solución pobre que sale del fondo del regenerador, está en su
punto de burbuja se puede requerir una bomba de bajo NPSH.
Filtros
A medida que la solución circula a través del sistema, recoge partículas que se
forman como producto de la corrosión. Estas partículas sólidas pueden causar
formación de espumas en el absorbedor y regenerador.
Estas partículas sólidas normalmente son retiradas mediante el uso de filtros, la
ubicación del filtro depende del gas ácido que se ha removido del gas natural agrio, en
el caso de estar presente el H2S, por razones de seguridad este debe ser instalado en
la solución pobre, de no existir H2S podría estar colocado del lado de la solución rica.
En aquellos casos donde la formación de partículas sólidas sea relativamente
alta, es necesario instalar un filtro para purificar el 100% de la solución. Si este no es el
caso la solución se puede colar parcialmente y se coloca una desviación, para filtrar
solamente parte de la corriente.
Si la formación de partículas es severa, se pueden utilizar diferentes tipos de
filtros para limpiar la solución. No obstante, en cualquiera de los casos el filtro debe ser
vigilado cuidadosamente y los elementos deben ser reemplazados, cuando se saturen
con las partículas.
27
La contaminación de un filtro normalmente se detecta con la diferencial de
presión a través del mismo. Un elemento nuevo, por lo general tiene una caída de
presión de 2 a 4 lpc. Cuando se tapa, la caída de presión aumenta. Si la caída de
presión excede a 15-25 lpc, el elemento del filtro colapsará y quedará completamente
inactivo. Como consecuencia los elementos del filtro deberán ser reemplazados cuando
la caída de presión se acerque a la cifra máxima recomendada por el fabricante.
Enfriador de la Solución Pobre
La solución pobre que sale del regenerador, por lo general, esta a una
temperatura muy alta, razón por la cual no se puede introducir así al absorbedor,
porque pierde capacidad de absorción de componentes ácidos.
Por ello, se utiliza un intercambiador de calor adicional en el cual la solución se
enfría con agua o aire.
Indistintamente del tipo de enfriamiento que se use, la solución se debe enfriar
hasta +/- 10°F por encima de la temperatura de entrada del gas al absorbedor.
Cuando el tanque de venteo tiene un purificador instalado para el gas
combustible, el caudal de solución pobre después de enfriarla se divide en dos
corrientes, una pequeña que se envía al tanque de venteo y la diferencia, hacia el tope
del absorbedor.
Concentrador o Recuperador de la Amina
A medida que la solución de amina circula en el sistema, ocurren ciertas
reacciones laterales que forman productos termoestables y a su vez degradan la
solución perdiendo la capacidad de absorción. Estos productos pueden ser removidos
en el recuperador. Esta unidad es en realidad un regenerador; en el cual se separa la
amina del material deteriorado. La amina se vaporiza y pasa hacia el tope de la unidad.
Los productos de la degradación quedan en el recuperador, de donde se drenan
periódicamente.
La alimentación del recuperador viene del fondo de la torre de regeneración.
Maneja alrededor de 3 a 5% de la solución pobre. Se usa principalmente para MEA. En
el tope se instala una columna empacada para eliminar el arrastre de espuma y líquidos
28
en vapores. El caudal de vapor (Amina+agua) que regresa al fondo del regenerador, es
regulado con un controlador de nivel instalado en el recuperador. Estos vapores
ascienden desde el fondo del regenerador, contribuyendo al despojamiento de los
gases ácidos que trae consigo la solución rica.
Figura 6. Esquema del Rehervidor y Recuperador (Fuente: Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Endulzamiento del Gas Natural, Martínez, J. Marcías) Procesos de Endulzamiento o Desacidificación
Consiste en la eliminación de los componentes ácidos del gas natural,
principalmente el dióxido de carbono y el ácido sulfhídrico, otros componentes ácidos
por lo general en menor proporción como COS y el CS2, deben ser tomados en cuenta
debido a que tienden a dañar las soluciones que se utilizan para endulzar el gas y, por
lo general, no se reportan dentro de la composición del gas que se va a tratar.
Regenerador
Amina Pobre Intercambiador Amina-Amina
Control de Nivel
Amina a alta T regresa al Regenerador
Gas Combustible o Vapor
Rehervidor
Recuperador
Drenaje
Torre Empacada Gas Combustible
o Vapor
Vapor Condensado
29
Tipos de Procesos
Normalmente se encuentran seis categorías de procesos de endulzamiento o
desacidificación:
• Procesos con solventes químicos.
• Procesos con solventes físicos.
• Procesos con solventes híbridos o mixtos.
• Procesos de conversión directa.
• Procesos de lecho sólido o seco.
• Membranas y otros procesos de endulzamiento.
• Procesos criogénicos.
Las características generales de estos procesos se muestran en la siguiente
tabla:
Tabla 1. Características generales de los procesos de endulzamiento
SOLVENTES QUIMICOS
SOLVENTES FISICOS
CONVERSION DIRECTA LECHO SECO
PRINCIPIOS DE REMOCION DE H2S
Reacción Química Absorción Física Reacción Química
a) Reacción Química b) Adsorción Física
CARGA O REMOCION DE H2S
Limitada por estequiometría
Proporcional a la presión parcial de H2S
Limitada por estequiometría
Limitada: a) Estequiometría b) Área superficial
CANTIDAD DE H2S Grande Muy Grande Baja Muy Baja
PUREZA REQUERIDA Moderada/Alta Alta Moderada/Alta a) Muy Alta
b) Alta ENERGIA EN EL REGENERA DOR
Grande Baja Moderada Grande
APLICACION TIPICA
Remoción continua gran variedad de aplicaciones
Remoción en masa y remociones continuas
Procesos continuos
a) Lechos Desechables b) Operaciones Cíclicas
C A RGA
PH2S PH2S
C A R G A
b)
PH2S
C A R G A
a) C A R G A
PH2S
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Procesos con Solventes Químicos
En estos procesos los componentes ácidos del gas natural reaccionan
químicamente con el componente activo, para formar compuestos inestables en un
solvente que circula dentro de la planta. La solución rica, se puede separar en sus
componentes originales principalmente, mediante la aplicación de calor y, con menor
influencia, por reducción de la presión de operación, para liberar los gases ácidos y
regenerar el solvente. Una vez regenerada, la solución se envía nuevamente a la
unidad de absorción.
El componente activo en el solvente puede ser uno de los siguientes tipos: una
alcanolamina o una solución básica (solución alcalina con sales), con o sin aditivos. En
principio las aminas muestran mayor afinidad con el dióxido de carbono y producen una
cantidad apreciable de calor de reacción (calor exotérmico).
La afinidad hacia el CO2 se reduce con aminas secundarias o terciarias. En la
práctica, esto significa que, por lo menos parte de la solución en el proceso de
regeneración puede ser afectada por la reducción de presión en la planta, con la
correspondiente disminución de suministro de calor.
En general, los solventes químicos presentan alta eficiencia en la eliminación de
gases ácidos, aun cuando se trate de un gas de alimentación con baja presión parcial
de CO2.
Las principales desventajas son: la demanda de energía, la naturaleza corrosiva
de las soluciones y la limitada carga de gas ácido en la solución debido a la
estequiometría de las reacciones.
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Tabla 2. Procesos con alcanolaminas
NOMBRE TECNICO CONCENTRACION NORMAL CONCENTRACION EN PESO
MEA 2,5 N Monoetanolamina en agua 15%
MEA-Amina Guard ó
MEA Gas/Spec IT 1 5 N Monoetanolamina en agua 30%
MEA-Amina Guard - ST 5 N Monoetanolamina en agua con
Inhibidores 30%
DGA 6 N Diglicolamina en agua con
Inhibidores 63% (23-70%)
DEA 2,5 N Dietanolamina en agua 26% (15-26%)
DEA - Snea 3 N Dietanolamina en agua 32% (25-35%)
DEA - Amina Guard 5 N Dietanolamina en agua 52%
DEA - Amina Guard ST 5 N Dietanolamina en agua con
Inhibidores 52%
DIPA ó ADIP 4 N Disopropanolamina en agua 54% (30-54%)
MDEA 4 N Metildietanolamina en agua 48% (30-50%)
MDEA - Activada, Snea-P-MDEA con
Activador 5 N Metildietanolamina en agua 48%
Ucarsol 2 N Metildietanolamina en agua 24%
MEA (monoetanolamina)
La monoetanolamina, es la más reactiva de las etanolaminas. Es una tecnología
abierta, es decir, no está sujeta al pago de patentes. Se utilizan preferencialmente en
procesos no selectivos de remoción del CO2 y del H2S, aunque algunas
impurezas, tales como: el COS, CS2 y el oxigeno tienden a degradar la solución,
por lo cual no se recomienda en esos casos.
Con MEA, se logran concentraciones muy bajas de CO2/H2S. Es útil en
aplicaciones donde la presión parcial del gas ácido en la corriente de entrada, sea baja.
La corrosión y la formación de espuma son los principal problemas al trabajar con MEA
por lo cual el porcentaje en peso de MEA en la solución se limita a +/- 15%.
32
La MEA, es la base más fuerte de las diferentes aminas y ha tenido un uso
difundido especialmente cuando la concentración del gas ácido es pequeña. Por su
bajo peso molecular tiene la mayor capacidad de transporte para gases ácidos con
base a peso o volumen, lo que significa menor tasa de circulación de amina para
remover una determinada cantidad de gases ácidos.
La presión de vapor de la MEA es mayor que para las otras aminas a la misma
temperatura, lo cual puede producir mayores pérdidas por vaporización. Este problema
se disminuye con un simple lavado del gas dulce con agua. Los problemas de corrosión
pueden ser severos (mas aun que con otras alcanolaminas). Como consecuencia de
estas desventajas y de los requerimientos de energía para la regeneración, ha habido
una tendencia hacia el uso de otros procesos. Para mantener la corrosión baja, la
concentración de la solución y la carga de gas ácido en la solución deben mantenerse
bajas. La carga debe ser suficientemente baja para que no se formen carbonatos y
bicarbonatos. Con oxigeno, COS y CS2 se forman productos de degradación, los cuales
deben ser removidos añadiendo un álcali en un sistema de recuperación (recuperador o
reclaimer).
Las variaciones tecnológicas de la MEA son las siguientes:
• MEA - Amine Guard
• MEA - Amine Guard-ST
Ambas variantes dependen de una licencia de la Union Carbide Corporation.
Esta empresa le incorporó inhibidores de corrosión, con lo cual se puede permitir
concentraciones hasta 30% por peso. La carga de gas ácido en la solución puede ser
aumentada.
De manera general, se suele decir, sin especificar cual de los procesos de Amina
Guard puede remover CO2, H2S, COS y RSH tanto de gases de síntesis como de gas
natural. Para el caso del H2S el grado de remoción puede ser bruta o selectiva.
Según lo indicado por Marcías Martínez, las condiciones de entrada del gas agrio
depende de la ubicación de la planta, la temperatura varía de 50 a 150 °F, teniendo
presente que temperaturas menores de 100 °F, favorece la reacción de los
componentes ácidos presentes en el gas con la amina pobre dentro del absorbedor; la
presión varia desde la atmosférica hasta 1500lpcm, y la temperatura de la solución de
amina en todo el proceso, varía entre 100 y 270 °F; el H2S se puede recuperar
33
prácticamente hasta el 100% mientras que en el caso del CO2 la recuperación se ajusta
entre el 20 y 99,9 %.
DGA (diglicolamina)
La DGA se usa en el proceso Fluor Econamine. El primero en utilizar
Diglicolamina fue el proceso Econamina, desarrollado conjuntamente por FLUOR, El
Paso Natural Gas y Jefferson Chemicals.
La DGA, es una amina primaria, como la MEA en cuanto a la reactividad, pero
tiene mejor estabilidad y baja presión de vapor, lo cual permite el uso de
concentraciones relativamente alta, normalmente 50 - 70.% p/p con sus
correspondientes cargas de gas ácido. Tanto la inversión como los requerimientos de
energía son menores que con MEA, debido a que las tasas de circulación requeridas
son mucho más bajas. La DGA es higroscópica.
Las desventajas son: que la química es más costosa y da productos de
degradación que no son regenerables cuando están presentes el CO2 con COS y CS2.
La solución típicamente utilizada es 65% p/p DGA o más alta.
El uso de esta concentración más alta, permite la reducción en las tasas de
circulación en 25-40%, comparado con el tratamiento con MEA. Esto produce ahorros
sustanciales tanto de capital como de los costos de operación. Al mismo tiempo, la
experiencia ha demostrado que la corrosión es comparable, o menor, a la
experimentada con las aminas convencionales.
La degradación de la solución absorbedora de aminas se evita con el uso de una
técnica simple y barata de recuperación por alta temperatura, lo cual purifica la solución.
En esta operación no está involucrada la adición de cáusticos ni otras químicas. Los
requerimientos de compensación de la solución son generalmente menores que para
los procesos con amina convencional. Este método de recuperación permite el uso del
proceso Econamina para corrientes de gas que contengan COS y CS2 ya que los
productos de descomposición formados por la reacción entre estas impurezas del
azufre y la DGA son también regenerados térmicamente durante la operación normal de
recuperación.
La desventaja de la DGA es la gran solubilidad de fracciones del C3+, comparado
con el uso de MEA, DEA, etc,. La DGA también se ajusta al tratamiento de líquidos, el
34
gas y el condensado se pueden poner en contacto con el solvente, agregando un
sistema común de regeneración.
La degradación con COS y CS2 es reversible utilizando un reconcentrador
(Reclaimer) a altas temperaturas. Las soluciones de DGA en agua son térmicamente
estables a 400 °F, pero se congelan a -40°F.
DEA (dietanolamina)
La DEA es mucho menos corrosiva que la MEA, pero la solución se vuelve muy
viscosa en concentraciones altas. La reacción de la DEA con COS y CS2 es más lenta
que con la MEA y los productos de la reacción son distintos, lo cual causa menores
pérdidas de amina al reaccionar con estos gases. Tiene una presión de vapor más baja
con lo cual las pérdidas de solución de amina por evaporación son menores y funciona
bien en absorbedores de baja presión. La DEA se degrada en igual forma que la MEA,
pero los productos de degradación tienden a hervir a la misma temperatura, lo cual
hace muy difícil separarlos por destilación y no se usan sistemas de recuperación
(Reclaimer).
En cuanto a la concentración que, de cada producto, se puede utilizar es
conveniente saber que, al comienzo, las plantas de DEA fueron construidas para operar
con concentraciones de solución de 30 a 35% p/p. Durante años, se usaba como regla
general un 18% para MEA y 25% para DEA debido a la corrosión; sin embargo, se ha
determinado que la DEA no es corrosiva en niveles que exceden el 35%.
La Trietanolamina (TEA) por ejemplo, no se recomienda debido a su baja
capacidad para la absorción de CO2, su baja reactividad y su estabilidad, muy pobre.
Sin embargo, las aminas terciarias se usan cuando se requiere alta selectividad hacia el
H2S.
La DEA se usa para endulzar corrientes de gas natural que contenga un total de
10%, o más, de gases ácidos a presiones de operación de 500 lpcm o mayores. Las
corrientes de gas natural pueden ser tratadas para cumplir con la especificación
convencional para gasoducto 4 ppm de H2S máximo, simultáneamente con 2% en
volumen CO2 o menos. Los gases ácidos removidos del gas natural se producen a una
presión y temperatura apropiada para servir como alimentación directa a una unidad de
recuperación de azufre tipo Claus o LO-CAT.
35
Las unidades comerciales operan entre 600 a 1100 lpcm tratando corrientes de
gases crudos que contienen desde 11 hasta 35% de gases ácidos. La relación de
CO2/H2S varía desde 34 hasta 65 en estas unidades.
La mayor aplicación de la DEA, es el tratamiento de gas de refinerías, en las
cuales se consiguen compuestos sulfurosos que podrían degradar la MEA.
La DEA es ligeramente más débil que la MEA y los productos de la reacción no
son corrosivos. La presión de vapor de la DEA es más baja que la MEA, lo cual reduce
las pérdidas por evaporación.
DIPA (diisopropanolamina)
La DIPA es una amina secundaria como la DEA, y ampliamente utilizada en
Europa y Japón. Es una tecnología abierta, pero también se usa como solvente en el
proceso SHELL ADIP.
Las soluciones DIPA tienen una gran capacidad para transportar gas ácido, con
base molar, pero debido al alto peso molecular del solvente, requiere de tasas másicas
muy alta. Difícilmente el proceso DIPA, puede competir en la remoción del CO2 con
otros procesos, pero sí, en la remoción del H2S donde es más eficiente. Igualmente es
utilizado en el tratamiento de líquidos.
ADIP (diisopropanolamina activada)
El proceso SHELL ADIP utiliza soluciones acuosas relativamente concentradas
(30 - 40% p/p). Este proceso es ampliamente usado para la remoción selectiva del
ácido sulfhídrico de gases de refinería con altas concentraciones de H2S/CO2. El COS,
se remueve parcialmente (20-50%).
MDEA (metildietanolamina)
La MDEA, es una amina terciaria que reacciona lentamente con el CO2, por lo
cual, para removerlo, se requiere de un mayor número de etapas de equilibrio en la
absorción. Su mejor aplicación es en la remoción selectiva del H2S cuando ambos
gases están presente (CO2 y H2S).
36
Una ventaja de la MDEA, para la remoción del CO2 es que la solución
contaminada o rica se puede regenerar por efectos de una separación instantánea.
Otra ventaja que puede ofrecer la MDEA sobre otros procesos con amina, es su
selectividad hacia el H2S en presencia del CO2. En estos casos la MDEA es más
favorable. Si el gas contactado a una presión suficientemente alta 800 - 1000 lpcm, bajo
ciertas condiciones puede obtenerse un gas con calidad para gasoducto de 4 ppm de
H2S y al mismo tiempo desde 40 al 60% del CO2 presente, puede fluir a través del
contactor sin reaccionar. Con una alta relación CO2/H2S, puede usarse MDEA para
mejorar la calidad de la corriente de alimentación de gas ácido hacia una planta Claus
para recuperación de azufre. Se utilizan soluciones de 30 – 50% p/p de amina.
A-MDEA (metildietanolamina activada)
En la MDEA activada, con licencia de BASF, Linde, Lurgi, Parson y otros, la
adición de una amina secundaria como activador acelera la absorción cinética del CO2.
La A-MDEA no remueve los mercaptanos, ni se puede utilizar sólo para la remoción
selectiva del H2S debido a la presencia del activador. La regeneración parcial de la
solución puede ser afectada por la evaporación de la solución rica dependiendo de las
especificaciones del gas tratado, es posible suministrar una pequeña corriente lateral
regenerada térmicamente, para una segunda etapa de absorción.
Factores para la Selección de un Proceso
Los factores que se consideran más importantes en la selección de un proceso
son:
• Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H2S, CO2, COS,
RSH, etc.
• Tipo y concentración de las impurezas en el gas agrio.
• Especificaciones del gas residual (gas dulce).
• Temperatura y presión del gas agrio y del gas tratado.
• Volumen del gas a ser procesado.
• Corrosión.
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• Fracción molar de los hidrocarburos en el gas.
• Requerimientos de selectividad.
• Costos de capital y de operación.
• Regalías
• Necesidad de plantas recuperadoras de azufre.
Disponibilidad de facilidades: agua para enfriamiento, electricidad, vías de
acceso y espacio físico.
Variables de Control y Operación de una Planta
El análisis de los parámetros que afectan el comportamiento de una planta de
aminas permitirá localizar las fallas que a menudo se presentan.
Tasa de Circulación de la Solución de Amina
El consumo energético es directamente proporcional a la tasa de circulación de
la solución de amina. No obstante, al aumentar la concentración aumentará la carga de
gas ácido en la solución y disminuirá la tasa de circulación de la solución y los costos
de energía.
La tasa de circulación de amina se decide cuando se diseña la planta; después
de arrancarla, por lo general, no se cambia. En ocasiones se producen cambios en el
caudal de gas tratado o en la cantidad de gas ácido que llega a la planta, pero se
mantiene la tasa de circulación apoyándose en las condiciones de diseño o en el hecho
de que los operadores anteriores, lo venían haciendo así. Trayendo como consecuencia
el desperdicio de energía.
Cuando se reduce la cantidad de gas tratado o la concentración de gas ácido en
la alimentación, se pueden hacer ahorros energéticos reduciendo la tasa de circulación
de amina. La práctica establecida de “no lo cambies que así ha estado trabajando bien”
le cuesta a la industria muchos millones de dólares por año.
La tendencia establecida ha sido, aumentar la tasa de circulación para disminuir
la corrosión. Esta práctica también puede significar pérdidas grandes en el costo de la
energía, lo cual obliga a optimizar la tasa de circulación de la solución.
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La siguiente fórmula puede ser útil para formarse una idea del impacto sobre el
costo energético de la tasa de circulación de la solución:
V.E. ($/año) = (gpm)*(525,6) * (C.E.)
V.E. = Valor de la energía, US $/año.
gpm= tasa de la circulación de amina (galones/minuto)
C.E.= Costo de la energía: $/MPpcn ó $/1000 Lbs de vapor ó $/MMBTU.
Carga de Gas Ácido
La falta de monitoreo, de carga de gas ácido en la solución también puede
producir costos elevados de energía. Cada tipo de solvente tiene una carga óptima de
gas ácido, es importante que se conozca bien estos valores, debido a que están
interrelacionados con una gran cantidad de variables.
La mayoría de las soluciones de amina solamente necesitan entre 0,05 y 0,08
moles de gas ácido total por mol de amina pobre para satisfacer las especificaciones
del gas dulce. El contenido total de gas ácido en la solución pobre, por lo general es
mucho mas baja, algunas veces está por debajo de 0,01. Al excederse en el proceso
de regeneración de la solución, la cantidad de energía que se utiliza es muy alta. Se
debe monitorear regularmente la cantidad de gas ácido en la solución, con el fin de
compararlo con las soluciones óptimas. La corrosión aparece cuando la carga de gas
ácido en la solución excede la línea de referencia, si por el contrario, la carga de gas
ácido está por debajo de la línea de referencia, empieza a producirse un desperdicio de
energía.
Concentración de la Solución de Amina
La MEA y la DEA, son de uso común en las plantas de endulzamiento. La
concentración varia entre el 10% y 20% p/p en el caso de la MEA y entre 20% y 30%
p/p, para la DEA sin inhibidores. La tendencia ha sido, operar en el punto mas bajo del
rango para minimizar la corrosión. Esta práctica produce perdidas muy grandes en
energía. Al aumentar la concentración, se aumenta la capacidad de la solución para
remover gas ácido y se logran ahorros energéticos considerables.
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Cuando se alcanzan concentraciones hasta del 45% p/p para MEA y DEA sin
inhibidores, puede aumentar de manera notoria la corrosión, incrementando de manera
general el costo de operación de la planta. Existen analizadores que permiten agregar,
automáticamente, la cantidad de amina o de agua requerida, para mantener la
concentración en el nivel adecuado.
Reflujo
El vapor de agua que sale por el tope de la columna de regeneración, junto con
los gases ácidos, es condensado y devuelto al regenerador en forma de reflujo. La
razón entre los moles de agua (L) que regresan al regenerador y los moles de gas ácido
que salen de la planta (D), se conoce como RAZON DE REFLUJO. Este parámetro es
fundamental en el diseño y operación de la torre y un indicador de la cantidad de
energía que debe ser usada en el rehervidor. La razón de reflujo, determina la cantidad
de gas ácido residual en la amina pobre y, por lo tanto, la eficiencia del fraccionamiento.
El valor típico de R= L/D varía entre 1,5:1 a 4:1 dependiendo del número de bandejas
que tenga la torre y de otras variables.
En un diseño típico, una razón de 2:1, es común. En las refinerías, la razón de
reflujo más utilizada es 4:1. A medida que aumenta la razón de reflujo R, la cantidad de
agua condensada que regresa al regenerador es mayor, lo cual indica que se debe
extraer más calor por el condensador y para mantener el equilibrio energético de la
torre se debe agregar calor en el rehervidor. Esto refleja finalmente en un mayor
consumo de energía.
Por lo general, no se mide la razón de reflujo, por lo cual es difícil determinar las
pérdidas por este concepto.
Para controlar la cantidad de energía que se utiliza, se debe disponer de un
controlador de temperatura en la línea de vapor que va del tope del regenerador a la
entrada del condensador. Normalmente el rango de temperatura va desde 190°F hasta
210 °F,. Por debajo de esta temperatura, la cantidad de vapor es insuficiente para lograr
un fraccionamiento apropiado y puede aparecer corrosión severa. Cuando la
temperatura está por encima del nivel recomendado se produce fraccionamiento en
exceso con el subsiguiente costo de energía.
40
Una razón de reflujo óptima debe ser un reto permanente. Cuando la razón de
reflujo está por encima del nivel de referencia, habrá desperdicio de energía y cuando
está por debajo, podría estar apareciendo la corrosión en la planta. Para mantener los
costos de energía y la corrosión en el mínimo posible, la razón de reflujo real debe
coincidir con la razón de reflujo óptima.
Recuperación de Energía
Cuando el absorbedor trabaja a una presión suficientemente alta, se puede usar
una turbina para recuperar la energía potencial contenida en el líquido, a alta presión.
Una turbina hidráulica convierte la presión alta del líquido en energía mecánica que se
puede utilizar para mover otras bombas del sistema.
En todo caso, la energía mecánica que se recupera no es suficiente para mover
la bomba de amina pobre y debe ser compensada con un motor eléctrico.
Intercambio de Calor
Hay una buena inversión en el diseño de los intercambiadores de calor con
ahorro energético, por el contrario, el intento de ahorrar reduciendo el tamaño de las
unidades, resulta muy costoso. El calor que no se recupera en los intercambiadores
amina-amina, representa una carga adicional para el rehervidor. Cuando más se
precalienta la amina rica mediante la recuperación de calor de la amina pobre, menor
es la cantidad de calor que se debe agregar al rehervidor en el proceso de
regeneración. Este intercambiador debe ser diseñado para lograr una aproximación de
la temperatura de no más de 30°F a 40°F.
Para ahorrar energía, también es necesario un mantenimiento apropiado de los
intercambiadores. Por ejemplo, si un intercambiador amina-amina no está trabajando
cerca de las condiciones de diseño, pudiera ocurrir que tenga problemas de formación
de escamas o películas de vapor atrapadas en el lado de la carcaza.
El sucio reduce la eficiencia operacional y produce un gran desperdicio
energético. La limpieza de los intercambiadores utilizando químicas, es una forma
excelente de reducir el consumo de energía, no obstante, una limpieza mal hecha
pudiera causar problemas serios en la operación y aumentar los costos drásticamente.
41
Por ello, se deben utilizar empresas con conocimientos claros de los equipos y de las
químicas utilizadas para la limpieza.
Perdidas de Amina
Las pérdidas de amina pueden ser un problema operacional serio y costoso.
Estas pérdidas normalmente se deben a:
• Arrastre de solución tanto en el absorbedor como en el vapor del tanque de
venteo.
• Cuando el extractor de niebla está tapado.
• Cuando se forma espuma.
• Vaporización de la amina en el regenerador.
• Degradación en productos termoestables en el caso de las aminas primarias.
• Derrames operacionales.
• Trabajos de limpieza mal hechos.
• Disposición de productos del reconcentrador.
Lo que ocurre después que la amina sale del sistema también es importante. La
amina que se va absorbida en el gas tratado, puede contaminar el glicol o los
desecantes sólidos que se encuentran aguas abajo, de la planta de endulzamiento, lo
cual representa costos elevados y problemas operacionales. Lo mismo ocurre cuando
la solución sale del regenerador y llega a la planta de azufre.
Formación de Espuma
La formación de espuma puede generar dificultades de todo tipo:
• Aumenta las pérdidas de amina
• Hace más difícil el tratamiento del gas natural
• Ocasiona corrosión
• Aumenta el consumo de energía
La formación de espuma es causada por los contaminantes presentes en la
solución de amina.
42
La formación mecánica de la espuma normalmente es causada por la velocidad
muy alta del gas y de los líquidos a través de los equipos.
Una de las mejores formas de detectar la formación de espuma es usar una
celda de presión diferencial en el absorbedor y en el regenerador. Una presión
diferencial errática indica que la formación de espuma es más severa.
Cuando se acostumbra a medir la diferencia de temperatura entre el gas tratado
vs. el gas ácido o entre la amina rica vs. la amina pobre, se puede detectar la formación
de espuma en la medida en que el diferencial de temperatura cambie de manera
abrupta.
La mejor medicina para evitar los problemas con espuma, es el cuidado de la
solución de amina. el uso de antiespumante no resuelve los problemas básicos, y se
deben usar sólo de manera temporal, hasta que las causas verdaderas sean
encontradas.
El uso regular de la mayoría de los antiespumantes, suele ayudar a la formación
de espuma en lugar de eliminarla. Para ayudar a la dispersión del antiespumante se
debe agregar, corriente arriba, en los puntos de alta turbulencia tales como: en la
succión de la bomba o delante de una válvula.
Filtración
Un mejor conocimiento de los filtros y de las técnicas de filtrado pueden ayudar a
disminuir los costos de purificación de la amina. En muchas plantas el costo anual de
los cartuchos es mayor que el costo anual de la amina, esto es buena señal de que algo
anda mal.
La información importante que se requiere para comparar los cartuchos es la
siguiente:
• La resistencia a las químicas
• Las tasas de flujo óptimas a través del cartucho
• La máxima presión diferencial que puede tolerar antes de que se rompa
Los sólidos en la solución de amina, causan ensuciamiento, formación de
espuma y taponamiento. Esto, a su vez, produce pérdidas de amina, erosión, corrosión
y daños en las bandejas o empaques en la torre de absorción y en el regenerador.
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Para mantener la solución de amina y el sistema, operando a máxima eficiencia,
los sólidos deben ser removidos por medio de filtros. Los sólidos que taponan el carbón
activado en el sistema de purificación acortan la vida útil del carbón y la eficiencia para
remover los contaminantes de los líquidos. Por esta razón el filtro para remover los
sólidos del sistema debe estar colocado aguas arriba del sistema de purificación de
carbón activado.
El costo de la filtración depende del tamaño de las partículas que se requieren
retirar del sistema. Comenzar con un tamaño de partículas de 5 micrones en un sistema
que no haya sido filtrado por un período largo de tiempo, resultaría muy costoso.
Cuando se permite que la amina se ensucie demasiado los costos de operación y los
problemas aumentan de manera considerable, por lo cual es bueno tener presente que
la filtración apropiada es una buena inversión.
Algunos cartuchos no tienen la estabilidad térmica requerida para el servicio de
amina. La selección arbitraria de un cartucho y la tasa de flujo aplicada puede resultar
muy costosa. Por lo que la tasa de flujo depende las siguientes variables:
• Del tipo de cartucho
• De la viscosidad del fluido
• Longitud y diámetro de la partícula y de otros factores
Si la planta está removiendo H2S, es bueno colocar el filtro del lado de la amina
pobre, para proteger a los operadores.
Al considerar los aspectos económicos se debe tener presente el impacto sobre
el medio filtrante, las pérdidas de aminas, la disposición de los cartuchos usados y los
costos de mano de obra.
Reducción de los Costos de Corrosión
La corrosión en las plantas de amina es un problema extremadamente costoso.
Los costos de corrosión incluyen:
• El reemplazo de los equipos corroídos
• Paros no programados en la planta
• Reemplazo de la solución de amina
• Pérdidas de la amina debido a la corrosión
44
• Sobrediseño de los equipos para compensar los efectos de la corrosión
• Mantenimiento preventivo innecesario
• El uso de materiales para accesorios y equipos más costosos
Estos efectos no incluyen los aspectos de seguridad y los peligros para la salud
que pudieran resultar de la corrosión no controlada.
Aminas Formuladas
Como un avance a la tecnología tradicional empleada en los sistemas de
endulzamiento de gas natural, han ido apareciendo en el mercado de la química una
serie de productos normalmente patentados de aminas reformuladas con el fin de
disminuir los problemas así como de optimizar los costos de inversión y de operación de
las plantas que trabajan con aminas convencionales.
Dentro de estos productos se mencionan los patentados por DOW CHEMICAL:
• Ucarsol
• Jefftreat
• Gas/spec
Ucarsol
En el proceso UCARSOL, se utiliza la MDEA para la remoción selectiva del H2S,
pero se incorporan inhibidores; utiliza diferentes formulaciones múltiples para controlar
la reacción cinética relativa al CO2 y al H2S. A esto se le ha llamado la familia
UCARSOL.
Algunos de los solventes patentados y sus aplicaciones de la línea UCARSOL
son los siguientes:
• Los solventes UCARSOL HS 101 y 104, para tratamiento de gas ácido.
• Los solventes UCARSOL HS 102 y 103, para la remoción selectiva de H2S.
• El solvente UCARSOL HS 115 es súper selectivo y reduce la solubilidad de los
hidrocarburos.
• El solvente UCARSOL LE 713 para gas de refinería y tratamiento de GLP.
45
• Los solventes UCARSOL CR - 301, 302 y 303; AP – 802, 804 y 806, están
diseñados específicamente para la eliminación de CO2 a granel en los procesos
de gas natural.
• El solvente UCARSOL CR – 402, está especialmente diseñado para la
eliminación total, tanto del dióxido de carbono como del sulfuro de hidrógeno en
los procesos del gas natural.
• El solvente UCARSOL AP – 810, está especialmente diseñado para eliminar el
dióxido de carbono en los procesos de gas natural y gas de síntesis.
• El solvente UCARSOL AP – 814, diseñado para eliminar en su totalidad el
dióxido de carbono en los procesos de gas natural y de gas de síntesis,
obteniendo un gas tratado con menos de 10 ppm de CO2.
• El solvente UCARSOL NH – 608, diseñado para la eliminación del dióxido de
carbono en las instalaciones de síntesis de amoníaco, este solvente proporciona
beneficios significativos en los costos operativos significativos en comparación
con otros solventes que se utilizan en las instalaciones que normalmente
procesan amoníaco.
Las aminas especiales de DOW se basa en la metildietanolamina (MDEA). Se
encuentran disponibles en distintas formulaciones y proporcionan un rendimiento
sobresaliente; además, están elaboradas especialmente para satisfacer
requerimientos específicos del tratamiento de gas.
Las unidades de aminas existentes que se convierten en las aminas especiales
DOW logran reducir costos mediante el consumo bajo de energía, una mayor capacidad
y menores costos de mantenimiento.
Además pueden utilizarse en concentraciones mayores con el fin de incrementar
la capacidad de la planta, sin que haya necesidad de inversiones adicionales en nuevo
equipo.
Jefftreat MS – 100
Es un solvente basado en metildietanoalamina MDEA, formulado para
tratamiento selectivo.
46
GAS/SPEC
Algunos de los solventes patentados y sus aplicaciones de la línea GAS/SPEC
son los siguientes:
• GAS/SPEC Cs–1000 y Cs–2000 son solventes basado en metildietanolamina
(MDEA) formulado para proporcionar el retiro profundo del dióxido de carbono
(CO2) de gases de proceso. Este permite mayor capacidad de retiro de CO2 con
mayor estabilidad química, menor corrosión y mayor vida útil de los equipos, bajo
condiciones extremas que para MEA (monoetanolamina) o DEA (dietanolamina).
Este solvente se debe considerar principalmente para los usos en los cuales la
especificación requerida de CO2 en el gas tratado es menor de 1000 ppmv. Sus
usos mas frecuentes está en plantas de hidrógeno, de Amoníaco, sistemas
criogénicos y etanizadoras.
• GAS/SPEC Cs-1 es un solvente formulado de MDEA diseñado para el retiro de
H2S y CO2 de corrientes de gas o de hidrocarburo líquido. se utiliza típicamente
en las aplicaciones donde se requieren bajos niveles de CO2 en el gas tratado.
Este proporciona mayor capacidad de retiro del gas, que con la misma cantidad
de volumen circulando de solución de aminas genéricas tales como MEA o DEA.
GAS/SPEC Cs-1 es menos corrosivo que las aminas genéricas y se puede
utilizar en porcentajes de hasta 50% en peso, lo que origina una reducción en la
tasa de circulación de la amina y del consumo de energía. Esto se traduce en
gastos de operación más bajos y mayor capacidad para el equipo existente y
menor inversión para un equipo nuevo.
• GAS/SPEC Cs-3 se diseña específicamente para el retiro completo de H2S y
moderado de CO2 de corrientes de gas o de líquido. Este solvente es ideal para
los usos que tratan del gas donde algo de CO2 en el gas tratado se desea,
permitiendo que una porción del CO2 permanezca, se utiliza en plantas de
recuperación de Aceite, tratamiento de gas natural, retiro a granel de CO2 de
GLP y en tratamiento de gas natural licuado.
• GAS/SPEC CS-Plus se diseña específicamente para el retiro máximo de CO2.
Desde su introducción (1988), GAS/SPEC ha demostrado ser uno de los
solventes más rentables para el retiro de CO2 en amoníaco, hidrógeno, y otras
plantas del gas.
47
Empleado en sistemas criogénicos, tratamiento del gas de síntesis, tratamiento
de etano, retiro a granel del CO2 del gas natural.
• GAS/SPEC SS es una MDEA formulada por INEOS, diseñada específicamente
para la industria del tratamiento de gas. Remueve selectivamente H2S sobre CO2
de una corriente de gas o líquido, que da lugar a mayor capacidad de retiro del
gas ácido con el volumen de solución circulando que las aminas convencionales
tales como MEA, DEA, y DIPA. GAS/SPEC SS es menos corrosivo y menos
propenso a la degradación que MEA, DEA, o DIPA y se pueden utilizar en
porcentajes de hasta 50% en peso, reduciendo la circulación de la amina y el
consumo de energía.
Utilizado en gas de síntesis, tratamiento de gas de cola, tratamiento de GLP y
gas natural licuado y enriquecimiento del gas agrio.
• GAS/SPEC SS-3 y SS-4, se formulan para aplicaciones donde se requiere el
retiro selectivo de H2S de corrientes de gas. Por medio de estos no solamente se
reduce el H2S a niveles más bajos que MDEA, sino que también mejora el
deslizamiento del CO2. La selectividad creciente para H2S sobre CO2 permite que
la planta aumente la capacidad de tratamiento, disminución del consumo de
energía, y mejora la calidad del gas ácido que va a la planta de recuperación de
azufre. Los beneficios netos son costos más bajos y operaciones de planta
mejoradas.
• GAS/SPEC SS-3 y SS-4 son utilizados en las aplicaciones donde MDEA no
puede alcanzar la especificación requerida de H2S. Estos solventes son
empleados en el tratamiento de gas natural, enriquecimiento de gas agrio, en
gases de refinería.
• GAS/SPEC SRS se formula para alcanzar niveles más altos del retiro total del
azufre que MDEA genérico. GAS/SPEC SRS es ideal para aplicaciones donde se
requieren el retiro del sulfuro de carbonilo y deslizamiento moderado del CO2.
GAS/SPEC SRS tiene bajo calor de reacción y baja corrosividad de la solución,
permitiendo aumentar capacidad para el tratamiento del gas y/o reducción de los
costos energéticos. Empleado en el tratamiento de gas natural, gas natural
licuado y gases de refinería.
CAPITULO III DESARROL-LO DE LOS CALCULOS
CAPITULO III
DESARROLLO DE LOS CALCULOS
Para generar los cálculos que permite obtener el comporlamiento de 15s
parámetros de acuerdo al cambio de las variables involucradas, a:;[ como par3 el
diseño de los equipos que conforman una planta de endulzamiento de gas natural con
aminas, se realizan mediante el uso de la hoja de cálculo Excel.
Partiendo de una serie de datos de enlrada que se deben introducir en la 'ioja
etiquetada como: Introducción d e datos, los cuales corresponden básicamente a la
información de las condiciones de entrada de los fluidos (Aminas y el gas), en cada uno
de los equipos.
Los valores introducidos varían de acuerdo a la aplicación específica del tipo de
gas manejado y de las condiciones ambientales del sitio, algurios valores son
constantes que provienen de las propiedades fisicas sobre todo para las aminas.
En cuanto a las aminas se introducen los datos corres pon di en ti?^ punto a punto
de la planta para cada uno.
El desarrollo de los cálculos se efectúa en las hojas etiquetadas como: Cálculos
Amina Convencional y Cálculos Ucarsol, en las cuales se llevan a cabo todo!; los
cálculos correspondientes para evaluar las variables involucradas y realizar el diseño de
los equipos de una planta de endulzamiento de gas natural 'con cada uno de los
solventes.
A medida que se avanza ert el desarrollo de los cálculos existen algunos datos
que se requieren obtener basados en resultados de cálculos previos, como los
provenientes de figuras y tablas, los cuales están identificados en las celdas
correspondientes con fondo azul y en letra de color rojo.
Los resultados comparativos se encuentran en la hoja etiquetada como:
Comparación d e Resultados, en la cual se visualizan los valores obtenidos para Sada
uno de los parametros más destacados dentro de una planta de endulzamiento de gas
natural.
En las siguientes páginas se muestra el desarrollo de los cálculos para un
problema tipo de endulzamiento de gas natural tanto con la amina convencional, c.omo
con aminas reformulada tipo UCARSOL~.
50
Datos para Sistemas de Endulzamiento
1 .- Condiciones del gas a la entrada de la planta
Q = 20 MMPCSD
P= 451, LPCM
Pabs = 464,7 LPCA
T = 115 "F
Tabla 4. Composición del gas ácido entrando a la planta
I Componente 1 Y (%) 1 (LbiUxnol) MW Tci ("R) 1 (LPCA) Pci Tbi ("R) 1
C6
Aareaar otros comD.
2. Condiciones del qas a la salida de la planta
Caida de Presión del gas en el absorbedor, AP =
Incremento de Tgas en el absorbedor, ilT =
T = '
Contenido de COI en el gas a la salida =
Contenido de H2S en el gas a la salida =
- Tlanque de reflujo -
- Planque de reflujo -
- T ~ o p e del Regenerador -
- P~rabajo del Regenerador -
Tabla 5. Información de los solventes
.d
0 LPC
5 "F
120 "F
60 PPm
4 PPm
120 "F
4 LPC
200 "F
10 LPC
1 Meti1dietanolarni;na Características del Monoetanolarnina Reformulada
solvente (MEA) (MDEA')
Concentración del'solvente 15% r "' 30 i < i
Carga ácida del Solvente Lbrnol COZ 1 Lbrnol de solvente puro
Peso rnolecular del solvente (LbILbrnol) r I ~ b r n o l de solvente puro lrequerido para absorber 1 Lbrnol de gas ácido =
Calor de reacción del C02 825 I 575
(BtcilLb)
Calor de reacción del H2S 615 l 520
I I - T ~ o n d o del Regenerador (OF) 1 24;' 238
Tabla 6. TarnaAos de los recipientes de acuerdo a la tasa de circulación de arnina
GPM de solución
Tabla 7. Continuación de tamaños de los recipientes de acuerdo a la tasa de circulación de arnina
GPM de solución
Cálculo de una planta de endulzamiento de gas natural con Monoetanolamina
Tabla 8. Composición y propiedades del gas ácido entrando a la planta
Flujo Molar YTci Y"Pci ol) (L;L:~I) ol) (Lbmolihr) ol) ('R) ol) (LPCA) 1
Tabla 9. Otras propiededes del gas ácido entrarido a la planta
proc,o = 464,7 LPCA -
Trnc,o - 53,391 " F
Componente
1 Constante de 1 P,oc,,'Y,I{14,7*ex~
equilibrio, Ki
[ i 0,07*(1- con P= 464.7
LPCA y Tbi/T,OGIO)I} T=1 17,5 O F
Cantidad de gas ácido Composició~
removido por firial mol de gas
1 1 Sin H20 1 0,000064 1
Sumatoria de los Hidrocarburos sin (202 ni H2S 90,04%
Factor de Normalización= HCsa~ldalHCent,ada ==> 1,110546
Punto de rocio del gas a la entrada del absorbedor con
P= 464,7 LPCA -
Tmc,o - 53,4 'F
Gravedad del gas a la entrada: Y = 0,7091
De la figura 23-8 del GPSA, el factor de ajuste de la temperatura Pseudocritica por acidéz, c =
1 2 " R
Temperatura Pseudocritica corregida =
Presión Pseudocritica corregida =
Temperatura Pseudoreducida =
Presidn Pseudoreducida =
Factor de Compresibilidad de la figura 23-4 del GPSA, Z =
Gas ácido que va a ser removido
Volumen total de gas ácido removido 218,5971 Lbmolllir
Volúmen de C 0 2 removido 218,5400 Lbmolllir
Volumen de H,S removido 0,0571 Lbmollhr
1.990.720 FCND
Presidn parcial del C 0 2
Presión parcial del H,S
Presión parcial del gas ácido:
Volumen molar de gas que sale de la planta:
Caudal de gas que sale de la planta:
46,2702 LPCA
0,0139 LPCA
Tabla 10. Composición del gas tratado
Componente Y (%) YPc i Y*MW Flujo Molar 1 1
(LblLbmol) (Lbmollhr) (LF'CA) 1 -
100,00% 17,944 1977,56 365,44 665,89
Tabla 11. Calor especltico del gas tratado
'Los valores de Cp, son obtenidos de la tabla 13-6 del GPCA 9,4068
Gravedad del gas a la salida Y = 0,6196
Temperatura del gas a la salida del absorbedor
Presión del absorbedor 464,7 LPCA
De la figura 23-8 del GPSA, el factor de ajuste de la temperatura Pseudocritica por acidéz, E = 0,0502 " R
Temperatura Pseudocritica corregida = 365,3918 "R
Presión Pseudocritica corregida = 665,7884 LPCA
Temperatura Pseudoreducida = 159
Presión Pseudoreducida = 0,70
Factor de Compresibilidad de la figura 23-4 del GPSA, Z = 0.943
Tasa de circulación de la Monoetanolarnina
CpMEA =
Tasa masica de MEA-agua:
Tasa volumétrica de MEA-agua:
Tasa de circulación de la solución MEA-agua:
988,4802 Kg1m3
61,6534 Lblpc
992,0249 Kglm3
61 $745 Lblpc
993,4101 W m 3 <m
61,9609 Lblpc
<i
267.038,2 Lblhr
1,1972 ~ c l s e g
537,32 gpm
De acuerdo a la ecuaciin de Jones an3 Pierce, como estimado se tiene:
GPM = 41* (Qny/x)
Temperatura promedio en el absorbedor: Calor especifico del gas dulce (Cp) a Tpromedio
Peso molecular promedio del gas: 19.24 I.b/Lbmol
Cantidad de calor tomado por el gas: 93.01 2 13tulhr
Calor de Reacción:
Qr (COZ) =
Qr (H,S) =
Calor remanente en la amina= Qr - Q(absorbe gas) 7.842.989 13tulhr
Temperatura de la solución pobre o limpia de amina = 125 "F
51.67 "C
CpMEA =
Cpsolución =
De la ecuación de calor, Q = mnCp*(T,-T,)
(T2 -Tí)=
Temperatura de descarga de la solución:
Calculo del Calor Q de la solución con parametros reales
Tpromedio de la solución dentro del absorbedor: (T,+T2)12 140,53 'F
60,29 "C
CpMEA =
Cpsolución =
Q= 7.888.479 Btulhr
lntecambiador Amina - Amina
Suponiedo un incremento de temperat. en la soluc. rica de: 15 "F
Temperatura de sáliila de la solución rica = 171 ,O6 "F
.77,26 "C
Temperatura del Rehervidor =
Calculo de la transferencia de calor en el intercambiador amina-amina.
Solución rica pasa de
Solución pobre pasa de
Tpromedio de la solución rica: (T1+T2)/2
156,06 "F a ==> 171 ,O6 "F
212,78 "Fa <==: 242 "F
CpMEA =
CpH,O =
Cpsolución =
Q=
Tpromedio de la solución pobre: (Te+Ts)/2
CpMEA =
Cpsolución =
Cálculo del área de transferencia de calor de l intercambiador amina - amina
Fluido interno
Fluido Externo
P =
R = De la figura 9-4 con P y R
El factor de corrección de ATlogaritmico =
Numero de pasos por la carcaza =
Numero de pasos por los tubos =
Amina rica
Amina pobre
0,1745
1.9478
Al- logaritmico =
AT logaritmico corregido =
Coeficiente de transferencia de calor para servicio 120,00 Blul(hr.pie7~Fl MEAIMEA, estimado de la figura 9-9, U =
Area de transferencia de calor del intercambiador amina - amina = 522,1876 pie2
Carga calorifica para elevar la temperatura de la solución en el regenerador
Presión = 10 LPCM
Incremento de temperatura de la solución en el rehervidor = 70,94 "F
T promedio de la solución: (Teritrada+Tsalida)/2 = 206,53 "F
96,96 "C
CpMEA =
Cpsolución =
Tabla 12. Composición de la solución que llega al absorbedor
- Psolución -
Gravedad de la solución
995,871 7 1<%J1m3
62,1144 Lblpc
0,9954
Tabla 13. Composición de la solución que sale del absorbedor v entra al regenerador
Características de la solución que deja la torre de regeneración:
La fracción molar del Coi , en el tope de la torre de regeneración antes del condensador de salida es:
YC02 =Lbmol Coz retiradolsuma (Lbrnol CO, retirado + Lbmol COI que llegan) 0,4082
Lbmol de vapor que dejan la torre (incluye C02) =
Lbmol de CO2 que llegan al regenerador = 3 16 ,a8 Lt,mohr de agua
De la figura 3-2 (diágrama binario C021H20) de Ingeniería de gas principicls y a~licaciones de Marcías Martínez
Con presión en el separador = Presión del tanque de reflujo = 4 LPC
Temperatura en el separador = Temperatura del tanque de reflujo = 120 "F
La fracción molar del CO,, tope del regenerador, YC02 91 ' X
Cantidad de agua que se condensa y sale por el fondo del separador para regresar como reflujo al tope de la torre de 295,2635 Lbmollhr S
regeneración =
10,7558 gprn
cantidad de agua que sale con el C02 por el tope del separador =
Cantidad de agua a restituir en el tanque de surninistro para mantener concentración de la solución =
0,7876 gpm
Elevación de Presion, AP = 6,OO LPC
Eficiencia de la bomba, e = 60%
Temperatura promedio de la solución en la succión de la bomba de reflujo = 120 "F
48,89 "C
Carga o cabezal de la bomba =
Potencia hidráulica :
Potencia de la bomba:
988,4802 M1m3
61,653 Lblpc
14,Ol pies
Calor total de vaporizacián del agua, Qv =
De las tablas para vapor saturado de agua fig. 24-37 (GPSA)
Con T= 212°F y P = 14,697 LPCA
Hv= 1 I50,C.O BtuILb
HI= 180.17 BtulLb
Calor de vaporización por unidad de masa del agua, Hv-HI = 970,33 3tuILb
Calor total de vaporización del agua. Qv = 5.539.364 Btulhr 5~
Carga calorífica del rehervidor :
- Qrehervidor = Qreacci6n(~02+~2~)+Qeevar i en el reg + Qv del agua - 31.977.524 Btulhr
Dimensionamiento del tanque de suministro
De acuerdo a la tabla de la figura 21-12 del GPSA, las dimensiones del tanque de suministro para cumplir con el caudal son los siguientes :
Diámetro :
Altura :
8 pies
32 pies
Dimensionamiento del acumulador de reflujo
De acuerdo a la tabla de la figura 21-12 del GPSA, las dimensiones del tanque de reflujo para cumplir con el caudal son los siguientes :
Diámetro
Altura :
Condensador para e l tope de la torre de regeneración:
Asumiendo condensador de agua,
Fluido interno
Fluido Externo
P =
R = De la figura 9-5 con P y R
El factor de corrección de ATlogaritmico =
Numero de pasos por la carcaza =
Numero de pasos por los tubos =
8 pies
8 pies
Agua de enfriamiento
Vapor
0,2727
2,6667
Temperatura promedio del vapor en el condensador =
CpH20 @ Tpromedio =
CpC02 @ Tpromedio =
Cantidad de calor a retirar en el condensador : Qc = Mmezcla"Cp"AT =
Temperatura del agua de enfriamiento a la entrada del Condensador =
90 "F
Temperatura del agua de enfriamiento a la salida del Condensador =
120 "F
Temperatura promedio del agua de enfriamiento 105 "F
.40,6 "C
CpH20 @ Tpromedio = 4,1790 .ioui/(gr'"C)
0,9981 tRu/(Lb'"R)
Flujo másico de agua requerido = 20.718,85 1-blhr
AT logaritmico =
AT logaritmico corregido =
Coeficiente de transferencia de calor para servicio condensando con agua el productos del tope de una torre, 70.00 l~hd(hr'pie"~F)
estimado de la figura 9-9, U =
Area de transferencia de calor del condensador
Capacidad d e la bomba d e solución de MEA :
Elevación de Presion, A? =
Eficiencia de la bomba. e =
T promedio de la solución en la succión de la bomba =
pH2O
CpMEA
P~oluci6n
Caudal de solución a temperatura de succión =
Carga o cabezal de la bomba =
Potencia hidráulica :
Potencia de la bomba:
Caudal de gas a condiciones del absorbedor (117,5 "F y 464,7 LPCA) =
Diámetro del absorbedor:
D =
962,5952 <g1m3
60,039 Lblpc
8,027 Lblgal
554,487 gpm
1055,09 pies
3,262 pie
39,149 pulg
Velocidad del gas:
Vg(máx) = K 'Factor* sqr((pl-pg)lpg)
Vg(min) = K "Factor' sqr((pl-pg)lpg)
Factor(máx)
Factor(mín)
PS = pl =
Area del gas:
1,524 pielseg
1,143 pielseg
0.8
0,6
1,64 LblPC
61.96 LblPC
Cálculo del diámetro del absorbedor mediante la ecuación de Barton
A = área de la sección transversal del absorbedor
B = Factor de espaciamiento entre los platos, para 24",
C = Factor de corrección de Barton, para P entre 400 y 1000 LPCA
y = Gravedad especifica del gas
T = Temperatura, "R K = gravedad especifica del Liquido.
P = Presión en LPCA
Tabla 14. Factor de Corrección de Barton. B
Diámetro: 3,44 3ies
41,32 pulgs
Por lo tanto parece confiable un absorbedor de diámetro
Cálculo del número de platos del absorbedor mediante el procedimiento descrito en el capitulo 19 del GPSA
Factor de absorción promedio por Krenser y Brown
Lo= Tasa de arnina pobre entrando al absorbedor, Lbrnollhr
Kpr0, = Constante de equilibrio a P y T promedio del absorbedor, del cap. 25 del GPSA
V,,,, = Volumen de gas rico entrando al absorbedor, Lbmollhr
De la figura 19 -48, con el factor de absorción promedio, n - -
Número de platos reales del absorbedor, = nt,o,,,o,leficiencia del plato
31atos Teóricos
12 ?latos reales
Eficiencia de platos de burbuja =
Eficiencia de platos de válvula =
Altura del absorbedor, suponiendo platos espaciados a 24" 29 pies
+ extractor de niebla + espacio de fondo
Cálculo de l diámetro de l regenerador
Gas ácido en el regenerador Moles de C 0 2 =
Moles de H2S =
Moles de gas ácido = 21 8,5971 L.bmol/hr
Caudal de gas ácido en el tope del regenerador = 23,0407 FICN/seg
Moles de agua que se vaporizan = 31 6,8830 I.bmol/hr
Caudal de agua enestado de vapor = 33,4003 f3CN/seg
Caudal total en estado gaseoso = 56,441 1 13CN/seg ,>
Los siguientes valores son asumidos para la velocidades de los fluidos:
Velocidad del líquido que cae por los bajantes, VI = 0.25 pielseg
Velocidad del gas, vg =
Area disponible para el vapor =
Area disponible para el llquido =
Area disponible para el flujo = 61,383 pie2
Diámetro =
Cálculo del número de platos del regenerador mediante el procedirriiento de calculo de vapor de despojamiento descrito en el capitulo XIX del GPSA.
Eficiencia de despojamiento Es = Lb (COZ+HZS)topelLb (COZ+HZS)aliment. = 1
Fracción por peso de agua en el tope = 0,3724
Presión parcial de agua en el tope = 9,20 LPCA
Constante de Henry para H2S en agua a TtOp,(20OoF), de tabla 19-49,
18200
K = Constante de MenryIPresión total =
Lbrnol de vapor saliendo del plato de tope, V =
Lbrnol de arnina rica entrando, L =
Fracción de gas ácido despojado, S,- =
Tabla 15. Cálculo de Es = [S~~")-S,J/[S,(~"'-I]. asumiendo m**
** número de platos
Comparando la eficiencia de despojamiento calculado arriba, con el valor encontrado en función del número de platos por interpelación se tiene :
Número aproximado de platos teóricos = 5
Platos reales considerar~do la eficiencia de los platos de 20 Platos 25% = reales
Altura del regenerador, suponierldo platos espaciados a 24" 40 pies
Costo estimado de la planta
Partiendo del costo de una planta de amina MEA, registrado en la revista Hydrocarbon Procesing edición octubre 2002
Capacidad de la planta modelo (MMPCND) 22,5 IvlMPCND
Costo año 2002 800.000 :S
Inflación anual promedio en $ últimos 4 años 1,20%
Costo año 2004 819.315 O
De acuerdo a la relación de Nelson, el costo de la planta con MEA = 763.413 $
Cálculo de una planta de endulzamiento de gas natural con amilna reformulada UCARSOL~
Tabla 16. Composición del gas ácido entrando a la planta
Tabla 17. Otras propiedades del gas ácido entrando a la planta
P~OCIO = 464,7 LPCA
P,ocl,*Y,I~~ 4,7*exp equilibrio, Ki Cantidad de
[10,07*(1- con P= 464,7 gas ácido Composición Componente LPCA y removido por final
TbilTrOclO)D T=117,5 "F mol de gas
cap. 25 GPSA
co2 0,1293 3,3749 0,09951 O
tI2O 0,0000 I C (H2S + Coz) Sin H20 0,000064
NI 0,0000 13.0000
Sumatoria de los Hidrocarburos sin COZ ni H2S 90,04%
Factor de Normalización= HC ,,,,, ,IHC ,,,, ,,, ==> 1,110546
Punto de rocio del gas a la entrada del absorbedor con
P= 464,7 ILPCA -
Tro,,, - 53,4 "F
Gravedad del gas a la entrada: Y = 0,7091
De la figura 23-8 del GPSA, el factor de ajuste de la temperatura Pseudocritica por acidez, F. =
12 ' R
Temperatura Pseudocritica corregida =
Presión Pseudocritica corregida =
371,5578 "R
680,5793 LPCA
Temperatura Pseudoreducida = 1 3 5
Presión Pseudoreducida = 0,68
Factor de Compresibilidad de la figura 23-4 del GPSA, Z = 0.94
Gas ácido que va a ser removido
Volúmen total de gas ácido removido
Voluinen de CO, removido
Volumen de H,S removido
Presión parcial del CO,
Presión parcial del H2S
Presión parcial del gas ácido:
Volumen molar de gas que sale de la planta:
Caudal de gas que sale de la planta:
218,5971 Lbmollhr
21 8,5400 Lbmollhr
0,0571 Lbmollhr
1.990.720 PCND
46,2702 LPCA
0,0139 LPCA
46,2841 LPCA
1.977.56 Lbmollhr
18.009.28C; PCND
Tabla 18. Composición del gas tratado
Tabla 19. Calor especifico del gas tratado
7
'Los valores de Cp, son obtenidos de la tabla 13-6 del GPSA 9,40676
Gravedad del gas a la salida Y =
Temperatura del gas a la salida del absorbedor
Presión del absorbedor
De la figura 23-8 del GPSA, el factor de ajuste de la temperatura Pseudocritica por acidéz, E =
0,0502. " R
Temperatura Pseudocritica corregida = 365,3918 "R
Presión Pseudocritica corregida = 665,7884 L.PCA
Temperatura Pseudoreducida = 1,519
Presión Pseudorediicida = 0,70
Factor de Compresibilidad de la figura 23-4 del GPSA, Z = 0,943
Tasa de circulación del UCARSOL
CpUCARSOL
Tasa rnásica de solución UCARSOL:
Tasa volurnétrica de UCARSOL-agua:
Tasa de circulación de la solución UCARSOL-agua:
Temperatura promedio en el absorbedor:
Calor especifico del gas dulce (Cp) a Tpromeilio
peso molecular del gas: 19,24 Lt~ILbrnol
Cantidad de calor tomado por el gas: 93.012 Btulhr
Calor de Reacción: Qr (COZ) =
Qr (H,S) =
5.530.31 8 Btulhr
1 .O12 Btulhr
Calor remanente en el UCARSOL= Qr ,C02+H2C, - Q,absabsolgas, 5.438.31 8 Btulhr
Temperatura de la solución pobre o limpia de UCARSOI 125 "1-
51,67 "(2
CpUCARSOL
Cpsolución =
De la ecuación de calor, Q = rn*Cp*(T2-Ti)
(T2 -Ti)=
Temperatura de descarga de la solución:
Calculo del Calor Q de la solución con parametros reales
Tpromedio de la solución dentro del absorbedor: (T,+T2)12 142,40 " F :
61,33 "(:
CpUCARSOL
, ,
5.532.182 Btulhr
lntecambiador UCARSOL - UCARSOL
Suponiedo que la solucibn rica eleva temperatura en: 15
Temperatura de salida de la solución rica = 174,80 "1-
79,33 "1;
Temperatura del Rehervidor =
Calculo de la transferencia de calor intercambiador UCARSOL-UCARSOL.
Solución rica pasa de
Solución pobre pasa de
Tpromedio de la solución: (T1+T2)/2
CpUCARSOL
Cpsolución =
Q=
Tpromedio de la solución pobre: (Te+Ts)R
CpUCARSOL
Cpsolución =
2.442.449 Eitulhr 5
Area transferencia de calor intercambiador UcARSoL - UcARSoL
Fluido interno UCARSOL rico
Fluido Externo UCARSOL pobre
P = 0,1918
R = 1,8966 De la figura 9-4 con P y R
El factor de corrección de ATlogaritmico = 0,86
Numero de pasos por la carcaza = 1
Numero de pasos por los tubos = 2
AT logaritmico =
AT logaritmico corregido =
Coeficiente de transferencia de calor para servicio UCARSOUUCARSOL, asumiendo un 20% menos que para el servicio MEAIMEA estimado de la figura 9-9. U =
Area de transferencia de calor del intercambiador UCARSOL - UCARSOL =
505,2893
Carga calorifica para elevar la temperatura de la solución en el regenerador 0
Presión = 10 LfJCM
Incremento de temperatura de la solución en el rehervidor = 63,20 "F:
T promedio de la solución: (Tentrada+Tsalida)l2 = 206,40 "F
96,89 "C;
CpUCARSOL
Cpsolución =
Tabla 20. Composición de la solución que llega al absorbedor
- Pso~ución -
Gravedad de la solución
~ a b l á 21. Composición de la solución que sale del absorbedor y entra al regenerador
Caracterfsticas de la solución que deja la torre de regeneración:
La fracción molar del CO,, en el tope de la torre de regeneración antes del condensador de salida es:
YC3, =Lbrnol CO, retiradolsurna (Lbmol CO, retirado + Lbrnol CO, que llegan) 0,4757
Lbmol de vapor que dejan la torre (incluye C02) = Lbriohr de vapor 459,371 1 ( H j 3 + C 0 7 )
Lbrnol de CO, que llegan al regenerador = Lbrromir de agua 240.831 1
De la figura 3-2 (diágrama binario C021H20) de lngenierla de gas principic~s y aplicaciones de Marcías Martínez
Con presión en el separador = Presión del tanque de reflujo = 4 LPC
Temperatura en el separador = Temperatura del tanque de reflujo 120 "F
La fracción molar del CO,, tope del regenerador, YCO, 9 I "A,
Cantidad de agua que se condensa y sale por el fondo del separador para regresar como reflujo al tope de la torre de 219,2116 1.bmollhr
regeneración =
Cantidad de agua que sale con el C02 por el tope del 21,6195 ILbmolIhr separador =
Cantidad de agua a restituir er! el tanque de suministro 0,7876 jpm para mantener concentración de la solución =
Elevación de Presion, AP =
Eficiencia de la bomba, e =
T promedio de la solución en la succión de la bomba de reflujo =
Carga o cabezal de la bomba =
Potencia hidráulica :
Potencia de la boniba:
6,OO LPC
60°/o
988,4802 ~ ~ l r n ~
61,653 Lblpc
14,Ol pies
Calor total de vaporización del agua, Qv =
De las tablas para vapor saturado de agua fig. 24-37 (GPSA)
Con T= 212°F y P = 14,697 LPCA
Hv= 1.1 50,50 Btu/Lb
HI= l80 , l 7 Btu/Lb
Calor de vaporización por unidad de masa del agua, Hv-HI = 970,33 Btu/Lb 8 i
Calor total de vaporización del agua, Qv =
Carga calorlfica del rehervidor :
Qrehervidor= Qreacc16n(~02+~2~)+Qelevar T en el reg.+ Q v del agua ' 20.419-239 Eltulhr
Dimensionamiento del tanque de suministro . .~
De acuerdo a la tabla de la figura 21-12 del GPSA, las dimensiones del tanque de suministro para cumplir con el caudal son los siguientes :
Diámetro :
Altura :
7 pies
32 pies
Dimensionamiento del acumulador de reflujo De acuerdo a la tabla de la figura 21-12 del GPSA, las dimensiones del t.snque de reflujo para cumplir con el caudal son los siguientes :
Diámetro :
Altura :
Condensador para el tope de la torre de regeneración:
Asumiendo condensador de agua.
Fluido interno
Fluido Externo
P =
R = De la figura 9-5 con i3 y R
El factor de corrección de ATlogaritmico =
Numero de pasos por la carcaza =
Numero de pasos por los tubos =
6 pies
8 pies
Agua de enfriamiento
Vapor
0,2727
2,6667
Temperatura promedio del vapor en el condensador =
CpH20 @ Tpromedio =
CpCO, @ Tpromedio =
Cantidad de calor a retirar en el condensador : Qc = Mmezcla'Cp'AT =
Temperatura del agua de enfriamiento a la entrada del Condensador =
Temperatura del agua de enfriamiento a la salida del Condensador =
Temperatura promedio del agua de enfriamiento
CpH,O @ Tpromedio =
Flujo másico de agua requerido =
AT logaritmico =
AT logaritmico corregido =
Coeficiente de transferencia de calor para servicio condensando con agua el productos del tope de una torre, estimado de la figura 9-9, U =
Area de transferencia de calor del condensador
Capacidad de la bomba de solución de UCARSOL :
Elevación de Presion, AP =
Eficiencia de la bomba, e =
510.71 5.1 Btulhr
440,OO LPC
60%
T promedio de la solución en la succión de la bomba = 209,55 "F
98,64 "C
CpUCARSOL
PSoluci6n 988,2680 ~ c ~ l m ~
61,6402 Lblpc
8,241 Lblgal
Caudal de solución a temperatura de succión = 358,237 gpm
Carga o cabezal de I'a bomba = 1027,68 pies
Potencia hidráulica : 91,96 hp
Potencia de la bomba: 153,27 hp
Caudal de gas a condiciones del absorbedor (117,5 "F 7,6443 pclseg
y 464,7 LPCA) =
Diámetro del absorbedor:
D = 3,234 pie
38,806 pulg
Velocidad del gas:
Vg(máx) = K "Factor" sqr((pl-pg)ipgj
Vg(mín) = K *Factor* sqr((pl-pg)lpg)
~actor(máx)
Factor(mln)
PS =
pl =
Area del gas:
Ag = At =
1,551 pie!seg
1,163 piekeg
0.8
0,6
1,64 Lblpc
64,12 Lblpc
Cálculo del diámetro del absorbedor mediante la ecuación de Barton
A = área de la sección transversal del absorbedor
B = Factor de espaciamiento entre los platos, para 24",
C = Factor de corrección de Barton, para P entre 400 y 1000 LPCA, C =
y = Gravedad especifica del gas
T = Temperatura, "R
K = gravedad especifica del Líquido
P = Presión en LPCA
Tabla 22. Factor de Corrección de Barton, B
Diámetro: 3,44 pies
41,32 pulg
Por lo tanto parece confiable un absorbedor de diámetro
42 pulgs
Cálculo del número de platos del absorbedor mediante el procetlimiento descrito en el capitulo 19 del GPSA
Factor de absorción promedio por Krenser y Brown .
A = Ld(Kprom"Vn+~) 11,475
Lo = Tasa de amina pobre entrando al absorbedor, Lbmollhr 6588,48 Lbmollhr
K,,.,, = Constante de equilibrio a P y T promedio del absorbedor, del cap. 25 del GPSA
3,3749
V,,, = Volumen de gas rico entran60 al absorbedor, Lbmollhr >
21 96.16 Lbmollhr
De la figura 19 -48, con el factor de absorción promedio. n Platos - - 2'5 Teóricos
Número de platos reales del absorbedor, = nt,o,,,o,/eficiencia del plato
Platos reales
Eficiencia de platos de burbuja =
Eficiencia de platos de valvula =
Altura del absorbedor, suponiendo platos espaciados a 24" 25 pies + extractor de niebla + espacio de fondo
Cálculo de l diámetro de l regenerador
Gas ácido en el regenerador
Moles de C 0 2 =
Moles de H,S =
Moles de gas &ido = 218,5971 1-brnollhr
Caudal de gas ácido en el tope del regenerador = 23,0407 IJCN/seg
Moles de agua que se vaporizan = 240,831 1 1-brnollhr
Caudal de agua eiiestado de vapor = 25,3843 l'CN/seg
Caudal total en estado gaseoso = 48,4250 pie3/seg
Los siguientes valores son asuinidos para la velocidades de los fluidos:
Velocidad del líquido que cae por los bajantes, VI =
Velocidad del gas, vg =
Area disponible para el vapor = 48,425 pie2
Area disponible para el líquido = 3,193 pie2
Area disponible para ei flujo = 51,618 pie2
Diámetro = 8 , l l pies
97 oulg
Cálculo del número de platos del regenerador mediante el procediniiento de
calculo de vapor de despojamiento descrito en el capítulo XIX del GPSA.
Eficiencia de despojamiento E, = Lb (co,+H2S),.,.ILb (C02+H2S),~,,.. = '1
Fracción por peso de agua en el tope = 0,3108
Presi6n parcial de agua en el tope = 7,68 I-PCA
Constante de Henry para HiS en agua a Tt,pe(2000F), de tabla 19-49,
18200
K = Constante de HenryIPresión total = 736,8
Lbmol de vapor saliendo del plato de tope, V =
Lbmol de amina rica entrando, i =
Fracción de gas ácido despojado, S-- =
Tabla 23. Cálculo de Es = [s,('"+"-s~]/[s~ (m+1).11
** número de platos
Comparando la eficiencia de despojamiento calculado arriba, con el valor encontrado en función del número de platos por interpelación se tiene :
Número aproximado de platos teóricos = 5
Platos reales considerando la eficiencia de los platos de 20 Platos 25% = reales
Altura del regenerador, suponiendo platos espaciados a 24' 40 pies
Costo estimado de la planta
Partiendo del costo de una planta con solvente MDEA, registrado en la revista Hydrocarbon Procesing edición octubre 2000
Capacidad de la planta modelo
Costo de la planta modelo afio 2000 I.lOO.000 :b
lnflacibn anual proniedio en $ últimos 4 afios 1,20%
Costo de la planta modelo afio 2004 1.1 53.758 :6
De acuerdo a la relación de Nelson, el costo de la planta con MDEA (UCARSOL) = 191.204 :i
CAPITULO IV ANALISIS DE RESULTADOS
93
CAPITULO IV
ANALISIS DE RESULTADOS
Luego de realizado los cálculos correspondientes para la planta de
endulzamiento de gas natural utilizando los dos solventes: amina convencional (MEA) y
amina reformulada UCARSOL®, se presenta a continuación una serie de tablas que
muestra las similitudes y diferencia entre ambos sistemas:
Tabla 24. Propiedades del solvente
Características del Sistema Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Concentración del solvente (%p/p) 15% 50%
Carga ácida del solvente (Lbmol CO2/Lbmol de solvente puro)
0,15 0,03
Peso molecular del solvente puro (Lb/Lbmol) 61,08 119,16
Lbmol de solvente puro requerido para absorber una Lbmol de gas ácido = Lo/V(n+1) (Lbmol solvente puro/lbmol gas ácido)
3,00 3,40
Una de las ventajas de emplear la metildietanolamina y con mucha más razón las
aminas reformuladas con respecto a las aminas convencionales en solución acuosa, se
debe a que se pueden utilizar en mayor concentración con lo cual se incrementa la
capacidad de remoción de gas ácido.
Otra ventaja que presenta el uso de las aminas reformuladas basadas en MDEA,
es la reducida carga ácida que lleva consigo una vez regenerada la solución,
contribuyendo a mejorar la eficiencia de remoción.
94
Tabla 25. Parámetros en el regenerador y tanque de reflujo
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Ttanque de reflujo (°F) 120 120
Ptanque de reflujo (LPC) 4 4
TFondo del Regenerador (°F) 242 238
TTope del Regenerador (°F) 200 200
La temperatura necesaria en el fondo del rehervidor que corresponde a la
temperatura de burbuja para las soluciones a la presión de trabajo del rehervidor, es
obtenida de un diagrama de fases binario para ambos solventes en solución acuosa.
Tabla 26. Tasa de circulación de la solución
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Tasa másica de la solución (agua + solvente), Lb/hr 267.038,21 177.126,60
Tasa volumétrica de la solución (agua + solvente), gpm
537,32 344,41
Esta diferencia en la tasa másica con menor valor para las aminas reformuladas,
se debe básicamente al cambio de concentración entre la amina convencional y la
amina reformulada, a pesar que en términos de solvente puro requerido para remover
un mol de gas ácido es mayor para las aminas reformuladas.
En cuanto a la tasa volumétrica, igualmente que para el caso de la tasa másica
de solución requerida, la diferencia está a favor de las aminas reformuladas
básicamente por similares razones; ya que el efecto de la densidad no es muy relevante
en este caso.
95
Tabla 27. Calor remanente en la amina
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Qr (CO2 + H2S) - Q(absorbe el gas)
,Btu/hr 7.842.989 5.438.318
Esta diferencia se debe principalmente y es proporcional a las tasas de
circulación de solución de amina requeridas, ya que el efecto en la variación de los
calores de reacción no impacta mayormente.
Tabla 28. Incremento de la temperatura del gas en el absorbedor
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
T (°F) 5 5
Este valor puede ser asumido por el diseñador, tomando en cuenta que la
temperatura a la salida del gas del absorbedor, debería estar muy cercana a la
temperatura de entrada de la solución pobre.
Tabla 29. Temperatura de solución pobre o limpia a la entrada del absorbedor
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
T (°F) 125 125
Este valor es seleccionado por el diseñador, teniendo cuidado en que esté como
mínimo en 10°F por encima de la temperatura de entrada del gas. A mayor valor de
esta se requiere menor carga calorífica en el rehervidor, el máximo valor está limitado a
120°F cuando el componente ácido de mayor proporción es H2S y hasta 150 °F cuando
es CO2.
96
Tabla 30. Intercambiador de calor amina-amina
Características del Sistema Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
La solución rica se calienta de, °F 156,06 159,8
a, °F 171,06 174,8
La solución pobre se enfría de, °F 242 238
a, °F 212,78 209,55
Area de transferencia de calor requerida, pie2 522,19 505,29
La temperatura de entrada de la solución rica al intercambiador corresponde a la
temperatura que obtiene a la salida del absorbedor, y el incremento de temperatura es
asumido; para este caso se consideró 15 °F en ambos sistemas.
El valor máximo de la temperatura de la solución rica a la salida del
intercambiador no debe ser mayor de 210 °F, para evitar vaporización del agua
contenida.
La temperatura de salida de la solución pobre del fondo del regenerador es igual
a la temperatura determinada del diagrama binario en la tabla 2.
La temperatura de salida de la solución regenerada del intercambiador amina-
amina, responde a una disminución por efecto de la transferencia de calor a la solución
cargada de gas ácido proveniente del absorbedor que se dirige al regenerador.
Debido a que el diferencial de temperatura asumido es el mismo, y que los
parámetros de transferencia de calor son similares en ambos sistemas se obtiene está
similitud en el tamaño del intercambiador.
Tabla 31. Carga calorífica
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Para elevar la temperatura de la solución en el regenerador, Btu/hr 18.502.158 10,.677.992
Total en el rehervidor, Btu/hr 31.977.524 20.419.239
97
La diferencia que se observa tanto, en el calor requerido para elevar la
temperatura de la solución en el regenerador, como en la carga calorífica total en el
rehervidor, se debe, principalmente al cambio en las tasas de circulación.
Esta diferencia en el requerimiento de carga calorífica en el rehervidor entre un
sistema y otro es de aproximadamente 50%, lo cual representa una gran ventaja
cuando se usan los solventes reformulados debido a los ahorros de energía, trayendo
consigo una relevante disminución de los costos operacionales.
Tabla 32. Características de la solución que deja la torre de regeneración
Características del Sistema Monoetanolamina(MEA)
Metildietanolamina(MDEA+, UCARSOL)
Fracción molar YCO2, antes del condensador 0,4082 0,4757
Cantidad de vapor que deja la torre (H2O + CO2), Lbmol/hr 535,42 459,37
Cantidad de agua que se vaporiza en el tope del regenerador, Lbmol/hr 316,88 240,83
Cantidad de agua que se condensa y sale por el fondo del tanque de reflujo para regresar como reflujo al tope de la torre de regeneración, gpm
10,7558 7,9854
Cantidad de agua a restituir en el tanque de suministro para mantener concentración de la solución, gpm
0,7876 0,7876
Potencia requerida por la bomba de reflujo, bhp 0,063 0,047
Esta diferencia corresponde a una variación inversamente proporcional con la
carga ácida de ambos sistemas, con lo cual se observa también la diferencia en la
capacidad de remoción de gas ácido.
Se observa que con las aminas reformuladas es menor la cantidad de fluidos que
se maneja en el tope del regenerador.
En este caso la cantidad de agua a restituir es la misma debido a que las
condiciones de salida del gas ácido en el tope del regenerador son iguales. Aun
cuando es un requerimiento pequeño de potencia se observa una diferencia entre uno y
otro sistema de 35%.
98
Tabla 33. Dimensionamiento del tanque de suministro
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Diámetro, pulgs 100 77
Altura, pulgs 384 384
En cuanto a la altura se mantiene el tamaño en ambos sistemas, pero en el
diámetro se observa diferencia, variando consigo el volumen total del tanque,
correspondiendo básicamente a las tasas de circulación.
Tabla 34. Dimensionamiento del acumulador de reflujo
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Diámetro, pulgs 100 77
Altura, pulgs 96 96
En cuanto a la altura se mantiene el tamaño en ambos sistemas, no obstante en
cuanto al diámetro se observa una variación, modificando consigo el volumen total del
acumulador, correspondiendo básicamente a las tasas de circulación.
Tabla 35. Especificaciones del condensador
Características del Sistema Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Fluido interno Agua de enfriamiento Agua de enfriamiento
Fluido Externo Vapor Vapor
Numero de pasos por la carcaza = 2 2
Numero de pasos por los tubos = 4 4
Cantidad de calor a retirar Qc, Btu/hr 620.405,28 510.715,14
Flujo másico de agua requerido, lb/hr 20.718,85 17.055,67
Area de transferencia de calor del condensador, pie2 184,96 152,26
99
Se asumió agua como fluido de enfriamiento, podría haber sido aire o cualquier
otra corriente fría que estuviera disponible en la planta. Además se asumió que vapor
circule por la carcaza debido a que es un fluido caliente y se desea enfriar para lo cual
contribuye el ambiente. Calculado en base al procedimiento descrito en el capitulo 9
del GPSA.
La diferencia en estos valores se debe principalmente al contraste en las
cantidades de fluido que circulan en el tope del regenerador.
Tabla 36. Capacidad de la bomba de solución
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Potencia requerida, bhp 237.24 153.27 Corresponde directamente con la diferencia en las tasas de circulación de
solución en ambos sistemas. En este punto es importante resaltar la gran diferencia en
la potencia requerida de aproximadamente 55%, con lo cual se muestra que el uso de
las aminas reformuladas contribuye con los ahorros energéticos y por consiguiente
disminuye los costos operacionales del procesamiento de una determinada corriente de
gas natural.
Tabla 37. Especificaciones del absorbedor
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Diámetro, pulgs 42 42
Número de platos teóricos 3,0 2,5
Número de platos reales 12 10
Altura, pies 26 20 Para ambos sistemas se tiene el mismo valor ya que este depende
principalmente, de la cantidad de gas que se maneja.
Calculados partiendo del factor de absorción promedio de Krensen y Brown,
descrito en el capitulo 19 del GPSA, asumiendo una eficiencia para los platos de 25%.
100
La diferencia se debe a la capacidad de absorción de gas ácido por cada uno de los
solventes.
La diferencia en la altura del absorbedor es proporcional al número de platos,
asumiendo un espaciamiento entre platos de 24" para ambos sistemas. Adicionalmente
con aminas convencionales es necesario instalar un extractor de espuma en el tope.
Tabla 38. Especificaciones del regenerador
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Diámetro, pulgs 106 97
Número de platos teóricos 5 5
Número de platos reales 20 20
Altura, pies 40 40
Corresponde a la diferencia de volúmenes de solución manejados.
Calculados en función del vapor de despojamiento, tal como está descrito en el
capitulo 19 del GPSA, asumiendo una eficiencia para los platos de 25%. Los valores
son iguales debido a que la cantidad de gas ácido a retirar en ambos casos es la
misma.
Tabla 39. Costo estimado de la planta
Características del Sistema
Monoetanolamina (MEA)
Metildietanolamina (MDEA+, UCARSOL)
Costo año 2004, Dólares USA, $ 763.413 191.204
Se observa que el costo de inversión de la planta de UCARSOL es
aproximadamente el 25% del costo de una planta de amina convencional.
Adicionalmente cabe resaltar la disminución de costos operacionales que representa la
planta de UCARSOL®, discutidos anteriormente principalmente por la reducción en el
consumo de energía.
CAPITULO V CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
102
CAPITULO V
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES Conclusiones
Como consecuencia del estudio realizado para el diseño de una planta de
endulzamiento de gas natural con aminas reformuladas se puede concluir lo siguiente:
1.- Aun cuando en la práctica se continúa empleando las plantas de endulzamiento
de gas natural con aminas convencionales, de acuerdo con los cálculos realizados se
puede observar las grandes ventajas operacionales que tiene el uso de las aminas
reformuladas.
2.- La tasa de circulación de la solución acuosa requerida en una planta de
endulzamiento de gas natural con aminas reformuladas es mucho menor que la
requerida con aminas convencionales, de ahí la consecuencia que la mayoría de los
equipos sean más pequeños.
3.- Producto de la diferencia de tasas de circulación debido al uso de una solución u
otra los requerimientos de energía como carga calorífica en el rehervidor es de
aproximadamente un 55% menor en el caso de aminas reformuladas. 4.- La principal desventaja del uso de aminas reformuladas se debe a que la mayoría
de estos procesos están patentados, trayendo como consecuencia altos costos de
inversión y regalías que se deben cancelar por su uso. 5.- En el caso de las aminas reformuladas se obvia el uso del reconcentrador o
recuperador de aminas ya que la degradación del solvente no es tan significativo como
en las aminas convencionales, específicamente en el caso de MEA.
6.- A consecuencia del menor grado de corrosividad que tienen las aminas
reformuladas respecto a las aminas convencionales los costos de mantenimiento y
operación son menores, adicionalmente trae como consecuencia una mayor vida útil de
la planta, que en definitiva hace los proyectos más rentables.
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7.- El uso de cálculo computarizado facilita el análisis comparativo entre una planta
de endulzamiento con aminas reformuladas en contraste con una de aminas
convencionales, cuando se emplea para la misma aplicación.
8.- Algunos de los datos utilizados para la amina reformulada UCARSOL, dado que
no se encontraron, fueron supuestos igual que los de la Metildietanolamina (MDEA)
convencional partiendo del conocimiento que la mayoría de las aminas reformuladas
son preparadas en base a MDEA.
Recomendaciones En cuanto a las recomendaciones tenemos:
1.- Continuar realizando estudios acerca del tema para crear una base de datos y un
programa de simulación propio de la universidad, que permita relacionar las variables
operacionales en cada punto de la planta.
2.- Dado que en la actualidad no se tiene disponible todos los datos técnicos de las
aminas reformuladas debido a que la mayoría corresponde a procesos patentados,
sería conveniente en el futuro correr los cálculos respectivos utilizando datos reales de
algunas plantas ya instaladas con características similares a la aplicación específica
que se quiera hacer.
3.- De acuerdo a las características que presente los sitios donde en el futuro se
visualice la instalación de una planta o remodelación de una ya existente para
endulzamiento de gas natural con aminas, tomar en cuenta el uso de las aminas
reformuladas en la evaluación económica de los proyectos.
4.- Actualizar la información técnica,(revistas, documentos de investigación, congresos
y reuniones técnicas a nivel mundial) respecto al tema de endulzamiento de gas natural
en la biblioteca de postgrado de ingeniería de la Universidad del Zulia, con la finalidad
de facilitar la creación de bases de datos actualizadas por parte de los estudiantes en
futuros trabajos.
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5.- Para el cálculo del número de platos y su eficiencia es conveniente obtener un
procedimiento específico, tanto para el diseño de absorbedores como para torres de
regeneración en el caso de plantas de endulzamiento de gas natural con aminas.
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BIBLIOGRAFÍA
Libros
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Publicaciones Periódicas 1.- Dingman, John C. (2000) Amine Guard FS Process. Gas Processing , 356, 15-19 2.- Ineo Llc. (2001) Gas/Spec Specialty Amine. Gas/Spec Products, Technology and Services. 35, 58-65. 3.- Phill, George T. (1998) Process Technology. Hydrocarbon Processing. 275, 136-145.