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UNIVERSIDAD DE LOS ANDES

FACULTAD DE INGENIERÍA

ESCUELA DE INGENIERÍA QUÍMICA

EVALUACIÓN DE LAS PÉRDIDAS

DE MEA EN EL CIRCUITO FMAY-3

DEL CRP-AMUAY (PROYECTO 2)

TUTOR INDUSTRIAL: ING. RAMÓN UZCÁTEGUI TUTOR ACADÉMICO: ELABORADO POR: ING. LUISA DURÁN BR. DAVID RUIZ

PARAGUANÁ, JUNIO DEL 2007

DEDICATORIA Esta página se la dedico primeramente a DIOS NUESTRO SEÑOR, ya que sin ÉL

nada podemos hacer. Dios es quien nos concede el privilegio de la vida y nos

ofrece lo necesario para lograr nuestras metas. Señor Jesús, GRACIAS, Gracias

de todo corazón por permitirme estar aquí, donde alguna vez lo imagine, por las

pruebas que me hacen crecer como persona y ser humano y me permiten dar lo

mejor de mí, pero lo mejor de todo, me acercan más a ti, ya que todo en este

mundo es perecedero y solamente lo que viene de ti es verdadero y es eterno. Yo

soy de tu propiedad.

También les dedico esta página a mis FAMILIARES, NOVIA Y AMIGOS porque

ellos siempre están aquí en las buenas y en las malas; me educan, me aconsejan,

me imparten valores para conducirme correctamente en el andar de la vida y me

ofrecen el sabio consejo en el momento oportuno.

A quienes no están dispuestos a dejar que los demás piensen por ellos.

David Ruiz

ii

AGRADECIMIENTO

A la Ilustre Universidad de los Andes y a su selecto staff de Profesores, por

haberme permitido obtener el conocimiento necesario, haciendo de mí un

profesional responsable, integro y verdaderamente útil para satisfacer las

exigencias de la Industria de Procesos hoy en día.

A la empresa PDVSA y a su personal por permitirme realizar este trabajo el cual

me llena de una valiosa experiencia profesional.

Al Tutor Industrial, y a la Tutora Académica por su ayuda y facilidades en la

elaboración de este trabajo.

A mis familiares y amigos que estuvieron siempre preocupados por el avance de

mi trabajo.

David Ruiz

iii

RESUMEN

El propósito general de este estudio es la evaluación y determinación de las

causas operacionales que promueven la pérdida de la amina primaria y más

reactiva de las aminas, la monoetanolamina (MEA). El circuito FMAY-3 del CRP-

Amuay utiliza MEA al 20 % (p/p) en agua para la remoción de gases ácidos (H2S,

CO2) del gas combustible e hidrocarburos líquidos (LPG y olefinas) de Conversión

Media y Conversión Profunda.

Para la evaluación realizada; se utilizó el simulador PRO/II con Provision V.7

de la empresa Simulation Science, mediante el cual se reproducen las

condiciones operacionales actuales de las columnas de depuración de H2S y la

regeneradora de MEA tomando como referencia la simulación validada por

diseño.

De acuerdo a los resultados obtenidos el modelo de simulación reproduce

aceptablemente las condiciones operacionales de las depuradoras de gas ácido y

regeneradora de MEA, lo cual permitió su uso como una herramienta para

determinar el consumo de MEA vaporizada en las depuradoras L-G e identificar

posibles desviaciones del proceso a partir de un cambio en una o varias variables

operacionales.

El consumo de MEA fue evaluado con un método analítico dado por el

Licenciante de la Planta de Amoníaco del Tablazo, PEQUIVEN, realizado en

campo en cada una de las depuradoras de gas ácido y los resultados obtenidos

fueron comparados con los valores de diseño del mismo, encontrándose así alto

consumo de MEA en la depuradora T-2801 por la presencia de microespuma y en

la depuradora T-2303 por alta temperatura en el gas de tope, sin embargo, estas

condiciones no representan pérdidas notables de MEA en la planta, ya que el

consumo actual (95 tambores de MEA/mes) tiene una desviación de 5 % por

encima respecto al de diseño. El consumo actual de MEA más el consumo de

agua (calculado por simulación) representan la pérdida de solvente la cual fue

estimada en 63,06 bbl/d de solución con 7,5 % peso de MEA (máximo), donde el

consumo de MEA por solubilidad toma cerca del 80 % del total.

Cuantiosas pérdidas de MEA por degradación equivalentes a 42,8 tambores

(29 MM Bs) en sólo 40 días de operación de la planta, se evidenció en el análisis

iv

químico de la solución de MEA realizado por la empresa de servicios IPS, a

principios del mes de enero del 2007. Sin embargo, una fracción de la MEA

degradada puede ser regenerada una vez que entra en servicio el “reclaimer” o

recuperador de MEA, dependiendo de la capacidad y eficiencia del mismo en la

remoción de contaminantes presentes en la solución.

Algunas pérdidas eventuales de solución de MEA no cuantificables son

provocadas por deficiente control del nivel de interfase de la depuradora líquido-

líquido T-2003, arrastre por espuma en la depuradora líquido-gas T-2801 por la

presencia de hidrocarburo pesado y espuma eventual en la depuradora líquido-

gas T-9305 por alto índice de contaminantes presentes en la solución de MEA.

En conclusión, las pérdidas de MEA del circuito FMAY-3, se han producido

por permitir que la solución se contamine debido a la falta de equipos que

controlen las variaciones aguas arriba y aguas abajo del proceso de

endulzamiento, y también por una deficiente operación del “reclaimer“ o

recuperador de MEA.

v

ÍNDICE GENERAL

Pág. Dedicatoria.………………………………………………………………………………..ii

Agradecimiento..………………………………………………………………………….iii

Resumen…………………………………………………………………………………..iv

Índice General…………………………………………………………………………….vi

Índice de Tablas y Figuras………………………………………………………………ix

Introducción………………………………………………………………………………..1

Objetivo General……………………………………………………...............................3

Objetivos Específicos…………………………………………………….......................3

Justificación……………………………………………………......................................4

Capítulo I: Marco Teórico………………………………………………………………...6

I. 1. Definición de gas ácido……………………………………………………………...6

I. 2. El endulzamiento o desacidificación…………………………………………..…..7

I. 3. Procesos de endulzamiento de gas/LPG………………………………………....7

I. 3. 1. Procesos con solventes químicos………………………………………...8

I. 3. 2. Procesos con solventes físicos……………………………………………8

I. 3. 3. Procesos con solventes híbridos o mixtos……………………………..10

I. 3. 4. Procesos de conversión directa (solo H2S),

lechos sólidos, membranas y otros……………………………………10

I. 4. Factores a considerar para la selección de un proceso………………………..11

I. 5. Impurezas en la alimentación……………………………………………………..11

I. 6. Proceso básico de endulzamiento de gas……………………………………….12

I. 7. Características de la monoetanolamina (MEA)………………………………....14

I. 8. Química del proceso……………………………………………………………….17

I. 9. Descripción de sustancias químicas……………………………………………..18

I. 9. 1. Sulfuro de hidrógeno (H2S)……..........................................................18

I. 9. 2. Nitrógeno (N2).....................................................................................18

I. 9. 3. Monoetanolamina (MEA)....................................................................19

I. 9. 4. Hidrocarburos gaseosos……………………………………………….…19

vi

I. 9. 5. Soda cáustica (NaOH)…………………………………………………...20

Capítulo II: Descripción del Circuito FMAY-3…………………………………………21

II. 1. Objetivo de FMAY-3……………………………………………………………….21

II. 1. 1. Objetivos del circuito de FMAY-3……………………………………….21

II. 2. Bases de diseño…………………………………………………………………...23

II. 3. Descripción del proceso del circuito FMAY-3…………………………………..24

II. 3.1. Torre Depuradora de Gases T-2801 (FMAY-3)………………………..25

II. 3. 2. Tambor Decantador D-2801…………………………………………….26

II. 3. 3. Torre Regeneradora T-2802…………………………………………….26

II. 3. 4. Tanque de Almacenamiento TK-2801………………………………....27

II. 3. 5. Reclaimer E-2805………………………………………………………...28

II. 3. 6. Filtros de la solución de MEA FIL-2801 y FIL-2802…………………..29

II. 3. 7. Torre Depuradora de LPG T-2003 (GLAY)…………………………....29

II. 3. 8. Torre Depuradora de Olefinas T-2604………………………………....30

II. 3. 9. Torre Depuradora de Gas T-2303……………………………………...31

II. 3. 10. Torre Depuradora de LPG T-9306…………………………………....32

II. 3. 11. Torre Depuradora de Gases T-9305 (CRAY)………………………..33

Capítulo III: Pérdidas de MEA………………………………………………………….34

III. 1. Antecedentes……………………………………………………………………...34

III. 2. Principales causas de la pérdida de amina…………………………………..38

III. 2. 1. Arrastre de MEA por subdimensionamiento de equipos…………..40

III. 2. 2. Pérdida de MEA por vaporización………………………………...…41

III. 2. 3. Pérdidas de MEA por solubilidad en HC líquidos……………...….42

III. 2. 4. Pérdidas de MEA por extractor de niebla dañado…………………43

III. 2. 5. Pérdidas en el gas de cola…………………………………………..44

III. 3. Contaminantes más comunes…………………………………………………..44

III. 4. Causas y prevención de la formación de espuma….…………………………45

III. 5. Pérdidas de MEA por degradación……………………………………………..49

III. 5. 1. Causas de la degradación de la MEA………………………………...51

III. 6. Problemas que ocasionan los sólidos en suspensión………………………..52

III. 7. Algunos productos de degradación de la MEA………………………………..52

vii

III. 8. Ejemplo de acciones operacionales que causan pérdida de amina………...54

Capítulo IV: Metodología………………………………………………………………..55

Capítulo V: Resultados………………………………………………………………….57

V. 1. Elaboración de un P&ID simple del circuito FMAY-3………………………….58

V. 2. Inventario total de solvente en el circuito FMAY-3…………………………….59

V. 3. Simulación de las depuradoras de H2S del circuito FMAY-3…………………62

V. 4. Pérdidas de solución de MEA no cuantificables……………………………….71

VI. 5. Consumo de agua y MEA en las depuradoras de H2S……………………….72

VI. 6. Evaluación del inventario de MEA pura del circuito FMAY-3………………..74

VI. 7. Evaluación de las pérdidas de MEA por degradación.………..………..........78 Conclusiones……………………………………………………………………………..81

Recomendaciones……………………………………………………………………….82

Referencias Bibliográficas………………………………………………………………84

Apéndice A: Planos Isométricos del Circuito FMAY-3

Apéndice B: Datos y Planos Mecánicos de las Unidades del Circuito FMAY-3

Apéndice C: Detalles del Cálculo del Inventario de Solución de MEA del Circuito

FMAY-3

Apéndice D: Cálculo del Consumo de MEA en las Depuradoras de H2S y algunos

Métodos Analíticos de Laboratorio recomendados

Apéndice E: Reportes de Simulación de la Operación Actual de las Unidades del

Circuito FMAY-3

Apéndice F: Reportes de Simulación de Diseño de las Unidades del Circuito

FMAY-3

viii

ÍNDICE DE TABLAS Y FIGURAS

Pág. Tabla I. 1. Procesos comerciales con solventes químicos…………………………..9

Tabla I. 2. Principales procesos comerciales de solventes físicos…………………10

Tabla I. 3. Influencia de impurezas en los procesos de endulzamiento……..…....12

Figura I. 1. Diagrama simple de un proceso de endulzamiento de gas……….....14

Tabla I. 4. Propiedades de la MEA………………..…………………………………..16

Figura II. 1. Diagrama de flujo del circuito FMAY-3…………………………………22

Tabla II. 1. Flujo de servicio de MEA pobre (diseño)……………………………… 28

Tabla III. 1. Criterios de Diseño para depuradoras L-L……………………………..41

Figura III. 1. Pérdidas de MEA por vaporización…………………………………… 42

Figura III. 2. Solubilidad de MEA en C3……………………………………………………………………….43

Figura III. 3. Solubilidad de MEA en C4……………………………………………….43

Tabla III. 2. Fuente de aniones orgánicos/inorgánicos que forman HSS…………49

Tabla III. 3. Composición límite de sales estables al calor (HSS)………………... 50

Figura V. 1. Diagrama P&ID simplificado del Circuito FMAY-3…………………….58

Tabla V. 1. Fracción volumen de MEA ocupada en las depuradoras L-L…………60

Tabla V. 2. Inventario de solución de MEA en el circuito FMAY-3…………………61

Tabla V. 3. Comparación de datos reales y de simulación

de la torre L-G T-2303 del FKAY………………………………………...63


de la torre L-G T-9305 del CRAY……………………………………….63


de la torre L-G T-2801 de FMAY-3……………………………………..64

ix


de la torre L-L T-9306 del CRAY……………………………………….64


de la torre L-L T-2604 de DCAY………………………………………..64


de la torre L-L T-2003 de GLAY………………………………………..65


de la torre T-2802 de FMAY-3………………………………………….65

Figura V. 2. Perfil de temperatura característico de un absorbedor L-G……….....66

Tabla V. 10. Consumo de agua de las unidades del Circuito FMAY-3……………72

Tabla V. 11. Consumo de MEA de las unidades del Circuito FMAY-3…………….73

Figura V. 3. Perfil de nivel del tanque de almacenamiento TK-2801………...........75

Figura V. 4. Perfil de concentración de MEA del circuito FMAY-3………………....75

Figura V. 5. Evaluación del Inventario de MEA pura en el Circuito FMAY-3…......76

Tabla V. 12. Consumo de MEA en el primer trimestre 2007………………………..77

Tabla V. 13. Reporte del análisis químico completo de la MEA pobre de

FMAY-3…………………………………………………………………...79

Tabla V. 14. Principales fuentes de contaminantes…………………………………80

Tabla V. 15. Límite de contaminantes en la MEA pobre……………………………83

x

INTRODUCCIÓN

INTRODUCCIÓN

Los cambios en la industria petrolera están asociados, entre otras cosas, a la

forma en que se ha modificado el sector industrial a nivel mundial. La importancia

del cuidado del medio ambiente también afecta las decisiones de inversión de las

corporaciones petroleras e impone nuevas restricciones, además de coadyuvar a

la reducción a las emisiones de gases contaminantes principalmente los gases de

efecto invernadero. La mayor parte de estos cambios son permanentes e imponen

la necesidad de adaptarse con rapidez.

Al mismo tiempo, las presiones ambientalistas, exigen que las operaciones

se ejecuten en armonía con el ambiente y que los productos del petróleo sean de

calidades cada vez mas exigentes, lo cual requiere de cuantiosas inversiones,

rehabilitación y/o renovación de la infraestructura existente acorde con los

cambios tecnológicos necesarios en los próximos años, y como respuesta a las

necesidades de energía de la industria y la sociedad en el nuevo siglo, generando

el mayor valor económico para el país.

Las instalaciones de Depuración del Gas Combustible y Regeneradora de

Monoetanolamina (MEA) del Centro Refinador Paraguaná en Amuay (CRP-

AMUAY) conocida como FMAY-3, existe desde el Proyecto Modificación del

Patrón de Refinación de la Refinería de Amuay (MPRA) en 1981 y tiene como

finalidad la desacidificación o endulzamiento de una gran parte del Sistema de

1

INTRODUCCIÓN

Gas de Refinería (SGR) utilizado para la generación de energía térmica en hornos

de proceso y en Planta Eléctrica. Con el objeto de aprovechar eficientemente la

mayor capacidad aportada por el proyecto MPRA de Amuay, se han especificado

conexiones destinadas a aumentar la flexibilidad operacional de la refinería. Esta

conexión permite intercambiar monoetanolamina (MEA) con FMAY-1/2 cuando

FMAY-3 se encuentra en parada por mantenimiento o limitada para regenerar el

solvente.

La absorción de los gases ácidos (H2S y CO2) se realiza utilizando una

solución de monoetanolamina (MEA) al 20% peso en agua, un solvente químico

muy conocido en este tipo de proceso. La tecnología usada para el endulzamiento

de gas y líquidos hidrocarburos del Circuito FMAY-3 tiene sus ventajas y

desventajas. Una de las ventajas que destacan es que es un solvente químico

que se regenera fácilmente y está libre al pago de patente, sin embargo este tipo

de amina a pesar de ser la mas reactiva, es también la más volátil y es

susceptible a la contaminación y degradación por impurezas que están presentes

en las corrientes de refinería principalmente en procesos de conversión profunda,

razón por la cual no es la mejor opción [3].

La planta FMAY-3 también provee MEA al 20% peso a otras unidades

depuradoras de LPG/olefinas y gas combustible, fuera de su propio límite de

batería ubicada en diferentes áreas de la Refinería de Amuay, a saber como:

Desintegración Catalítica (DCAY), Sección de Livianos de Crudo (GLAY),

Flexicoquización (FKAY) y Coquización Retardada (CRAY). Es necesario extraer

estos gases ácidos para aumentar la calidad del gas combustible y a fin de

prevenir problemas de corrosión en quemadores y chimenea de los hornos, y en

el caso de las olefinas y gas licuado de petróleo (LPG) evitar el envenenamiento

de los catalizadores en las Plantas de Alquilación e Isomerización. Esta unidad

además está diseñada para regenerar la solución de MEA que ella misma provee

a las unidades de conversión media (DCAY y GLAY) y profunda (FKAY). En 1993

inicia operaciones Coquización Retardada (CRAY) y desde entonces también

forma parte del circuito FMAY-3, donde se depura una corriente de gas

combustible y gas licuado de petróleo (LPG).

2

INTRODUCCIÓN

Ahora bien, el objetivo del proceso es minimizar los índices de H2S y CO2 en

diferentes corrientes de gas que se aportan al SGR (sistema de gas de refinería),

LPG y olefinas y así evitar problemas operacionales en procesos aguas abajo. A

pesar de que las corrientes mas importantes cumplen con los límites de H2S

establecidos no quiere decir que el sistema esté operando de manera eficiente, ya

que el consumo de MEA se ha incrementado notablemente y en algunos meses

está por encima de lo normal, trayendo como consecuencias pérdidas cuantiosas

de dinero para la empresa, sin identificar la fuente de la pérdida del solvente. Un

consumo de 109 tambores de MEA/mes (55 gal/tambor) es un valor típico

reportado en el manual de operación de la planta (diseño: 100 tambores de MEA),

y es que los valores de consumo/mes actualmente alcanzan 125, 150 y en

ocasiones más de 200 tambores/mes. Esto se traduce en pérdidas para PDVSA

hasta de 31600 $/mes a un costo del tambor de MEA en 316 $ (679852 Bs). Es

entonces por esta razón, que se establece la investigación de todos los posibles

factores que contribuyan de cierta manera a la pérdida de la monoetanolamina en

todo el circuito de FMAY-3, incluyendo también las pérdidas de MEA por paradas

no programadas de alguna planta que inminentemente incurren en la pérdida del

solvente en el arranque de la misma.

La pérdida de MEA se ha convertido en un problema operacional serio y costoso

en el CRP-AMUAY, el cual se ha mantenido a través del tiempo desde los inicios

de FMAY-3, teniendo como principales razones la formación de espuma en las

depuradoras de gas combustible y degradación de la amina.

3

OBJETIVOS

OBJETIVOS

Objetivo general

Evaluación del sistema de MEA en el circuito FMAY-3 del CRP-Amuay con

la finalidad de detectar cuales de estas unidades están contribuyendo con la

pérdida de amina en el circuito de FMAY-3, así como identificar en que forma se

lleva a cabo dicha contribución.

Objetivos específicos

1. Determinación de la calidad del gas combustible, LPG, olefinas y de la

MEA circulante en el circuito FMAY-3.

2. Cálculo del inventario total de MEA y agua circulante en todo el circuito

FMAY-3.

3. Revisión del diagrama de flujo de proceso (PFD) y condiciones en planta

para identificar cambios no reportados en el diagrama existente.

4. Identificar, monitorear y analizar las variables claves de operación de las

torres de MEA asociadas al circuito FMAY-3.

4

OBJETIVOS

5. Proponer soluciones técnicas que permitan la recuperación de la amina

arrastrada o degradada.

5

CAPÍTULO I, MARCO TEÓRICO

CAPÍTULO I

MARCO TEÓRICO I. 1. DEFINICIÓN DE GAS ÁCIDO Un gas transportado o destinado al consumo doméstico, que contenga más

de 4 ppmv de H2S se considera gas ácido. [3] Si este gas es usado como

combustible para rehervidores, calentadores a fuego directo o para motores de

compresores, se puede aceptar hasta 160 ppmv (100 granos de H2S por 100 ft3

std). En algunas localizaciones remotas, se utilizan gases de hasta 2 % mol de

H2S [3], dependiendo de las proximidades de habitantes y de la vegetación; lo

cual debe considerarse con extremo cuidado debido al impacto ambiental que

pudiera causar una descarga de esta naturaleza.

Las normas de la Canadian Standards Association (CSA), específicamente,

la N° 2184 para tuberías, define un gas ácido como aquel que contiene más de 16

ppmv de H2S. [3]

6


La definición de gas ácido aplica también al contenido de CO2, el cual no es

tan indeseable como el H2S. Generalmente es práctico reducir el contenido de

CO2 por debajo de 2 % mol. La Gas Processor Suppliers Association (GPSA)

define la calidad de un gas tratado para ser transportado como aquel que tiene

menor o igual a 4 ppmv de H2S y menor o igual a 3 % mol de CO2 y menor o igual

de 6 a 7 lb de agua/1000 ft3 de gas a condiciones normales. [3]

I. 2. El endulzamiento o desacidificación La palabra endulzamiento traducido del inglés “sweetening” se introdujo en el

lenguaje cotidiano y permaneció para el uso rutinario. Su uso denota la

eliminación de los componentes ácidos del gas natural o de refinería, por lo

general el dióxido de carbono (CO2) y el sulfuro de hidrógeno (H2S). Otros

componentes ácidos como el sulfuro de carbono (COS) y el disulfuro de carbono

(CS2), tienen una gran importancia debido a su tendencia a degradar las

soluciones que se emplean para endulzar el gas y generalmente no se reporta

dentro de la composición del gas que se va a desacidificar, una costumbre muy

costosa para la industria.[3]

Los procesos para la remoción de gases ácidos datan de los años 1930 y los

mayores desarrollos se realizaron entre 1950 y 1970. Actualmente se disponen de

procesos cada vez más específicos y con solventes y aditivos más complejos

conociéndose en estos momentos más de 50 patentes a nivel mundial, solo para

endulzar gas natural/sintético y LPG.

I. 3. Procesos de Endulzamiento de Gas/LPG

Los procesos que se utilizan tradicionalmente para el endulzamiento de gas

licuado de petróleo (LPG) y gas combustible son:

1. Procesos con solventes químicos.

2. Procesos con solventes físicos.

3. Procesos con solventes híbridos o mixtos.

7


4. Procesos de conversión directa (sólo H2S), lecho sólido o seco,

membranas y otros.

I. 3. 1. Procesos con solventes químicos

Los solventes típicos son aminas tales como, monoetanolamina (MEA),

dietanolamina (DEA), diglicolamina (TGA) y otros que tienen mejoras con adición

de ciertos inhibidores. En estos procesos los componentes ácidos reaccionan con

un componente activo, para formar compuestos inestables en un solvente que

circula dentro de la planta. La solución rica e inestable, se puede separar en sus

integrantes originales mediante la aplicación de calor y/o por reducción de la

presión de operación, para liberar los gases ácidos y regenerar el solvente. Una

vez regenerado el solvente se devuelve a las diferentes unidades depuradoras y

el gas ácido (gas de cola) como corriente de alimentación a las unidades

recuperadoras de azufre. [3]

El componente activo en el solvente puede ser una alcanolamina o una

solución básica (solución alcalina con sales). Las aminas muestran mayor afinidad

con el CO2 y producen gran cantidad de calor de reacción (exotérmica), pero esta

afinidad se reduce con aminas secundarias o terciarias. Los solventes químicos

presentan alta eficiencia en la eliminación de gases ácidos, aún 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 químicas. La tabla I.1 enumera los

principales solventes químicos.

I. 3. 2. Procesos con solventes físicos

Estos procesos se caracterizan por su capacidad de adsorber, de manera

preferencial, diferentes componentes ácidos de la corriente de hidrocarburos, ya

sea H2S y CO2 y sólo H2S. También llevan asociados calor de solución, el cual es

considerablemente más bajo que el calor de reacción en los procesos de

8


solventes químicos. Es de esperar que la adsorción trabaje mejor con alta presión

parcial de los gases ácidos y baja temperatura. [3]

Tabla I.1. Procesos comerciales con solventes químicos. [3]

PROCESO SOLVENTES MEA Monoetanolamina en agua 15 % wt MEA-Amina-Guard Monoetanolamina en agua 30 % wt DGA Diglicolamina en agua con inhibidores al 63% DEA Dietanolamina en agua 26%wt DEA-Snea Dietanolamina en agua 32%wt DEA-Amina-Guard Dietanolamina en agua con inhibidores 52%wt DIPA o ADIP Diisopropanolamina en agua a 54 % wt MDEA Metildietanolamina en agua a 48 % wt

MDEA activada Metildietanolamina en agua en agua con activador a 24 % wt

Ucarsol Metildietanolamina en agua a 24 % wt TEA Trietanolamina en agua a 24 % wt HOT-POT Carbonato de Potasio caliente Benfield Carbonato de Potasio, aditivos e inhibidores

Catacarb Carbonato de potasio con catalizador inorgánico e inhibidores de corrosión

Gianmarco Vetrocoke Carbonato Potásico caliente con trióxido de arsénico Alkazid-M Sal de potasio y ácido metilamino-propiónico Flexsorb Carbonato Potásico caliente con aminas impedidas

La mayoría de los solventes físicos comerciales (tabla I.2) que se utilizan no

son corrosivos y éstos pueden deshidratar el gas simultáneamente. Una

desventaja de los solventes físicos es la solubilidad relativamente alta de

hidrocarburos de alto peso molecular (C3+).

9


Tabla I.2. Principales procesos comerciales

con solventes físicos. [3]

PROCESO SOLVENTES

SELEXOL Dimetil-éter de polietilen-glicol

SEPASOLV MPE Mezcla de Polietilen-glicol y Metil-isopropanol-éter

SOLVENTE FLUOR Carbonato de Propileno RECTISOL Metanol PURISOL N-Metil-Pirolidona (NMP) ESTASOLVAN Tri-n-butil Fosfato (TBF TBP)

I. 3. 3. Procesos con solventes híbridos o mixtos

Estos procesos trabajan con combinaciones de solventes químicos y físicos

y presentan las características de ambos. La regeneración se logra por

separación en etapas múltiples o por fraccionamiento. Dependiendo de la

composición del solvente, pueden remover CO2, H2S, COS, CS2 y mercaptanos.

La selectividad hacia el H2S se logra ajustando la composición del solvente y/o el

tiempo de contacto. [3]

I. 3. 4. Procesos de conversión directa (solo H2S), lecho sólido, membranas y otros

En los procesos de conversión directa, el H2S es removido preferencialmente

de la corriente de gas, por un solvente que circula en el sistema, donde el

solvente se reduce por el H2S y rápidamente oxidados por el aire produciendo

azufre elemental. Las mallas moleculares son lechos fijos y se usan para adsorber

físicamente los componentes ácidos, tales como H2S y CO2. Operan con ciclos de

trabajo y se pueden usar también para deshidratar el gas. El uso de membranas

permeables se está incrementando para la separación del gas ácido. La

separación se logra aprovechando la ventaja de las diferencias de

afinidad/difusividad donde la fuerza motriz para lograr que los gases se difundan

10


es generalmente alta (1000 psig). El efecto de separación no es absoluto y por lo

tanto, siempre habrá pérdidas de hidrocarburos en la corriente de gas ácido. [3]

I. 4. Factores a considerar para la selección de un proceso La aplicación de cada uno de estos procesos físicos y químicos está sujeta a

ciertas características de la corriente que se va a tratar, para ello se debe

considerar en un diseño conceptual del proceso los siguientes factores:

• Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H2S,

CO2, COS, RSH, etc.

• Tipo y concentración de las impurezas en el gas ácido.

• Especificaciones del gas/HC líquidos.

• Tipo y concentración de las impurezas en la alimentación.

• Volumen de gas a ser procesado, presión parcial de gas ácido.

• Corrosión y selectividad de remoción de gas ácido y concentración

de hidrocarburos (HC).

I. 5. Impurezas en la alimentación

Las impurezas que normalmente contienen las corrientes de gas de refinería

suelen ser H2S, CO2, el COS el cual es un compuesto inestable corrosivo y tóxico

que generalmente se descompone en H2S y CO2, los mercaptanos de fórmula

general RSH, donde los más comunes son el metil y el etilmercaptano,

reconocibles por su olor y poder corrosivo. Los disulfuros de fórmula general

(RS2), entre los cuales el más sencillo es el disulfuro de carbono (CS2) también es

inestable, aunque más estable que los mercaptanos, adicionalmente son

corrosivos y tóxicos. Los hidrocarburos pesados y el agua pueden ser

problemáticos, pero no tanto como el COS y el CS2 que reaccionan con la MEA,

de manera casi irreversible, produciéndose la degradación del solvente. La tabla

11


I.3 presenta un resumen sobre la influencia de las impurezas en algunos

solventes químicos comerciales.

Tabla I.3. Influencia de impurezas en los procesos de endulzamiento. [3]

Absorción de Impurezas Degradación por Impurezas PROCESO C3+ COS RSH COS RSH CS2

MEA No medio Poco Si No Si MEA-Amina-Guard No medio Si No No

DGA pequeña medio medio Si No Si DEA No medio medio No No Si DEA-SNEA No medio medio No No No DEA-Amina-Guard No medio medio No No No

DIPA o ADIP No poco poco No No Si MDEA No No No No No No MDEA activ. No No No No No No Ucarsol No No No No No No Catacarb No medio No No No No Flexsorb pequeña total medio No No No

I. 6. Proceso básico de endulzamiento de gas

La figura I.1 presenta un diagrama de flujo básico de una planta de

endulzamiento que trabaja con aminas, donde se muestran las principales partes

del sistema. Al hacerle seguimiento a la ruta que sigue la solución de amina, se

observan los principales equipos que tienen dichas instalaciones.

a) El absorbedor: es la torre donde entran en contacto el gas ácido que llega por

la parte inferior del absorbedor y la solución de amina pobre, que llega por la

parte superior de la misma. Dicha torre opera a alta presión y baja

temperatura, suficiente para que se dé la reacción de remoción del gas ácido

desde la fase gaseosa hacia la fase líquida de amina (amina rica) que sale por

el fondo del absorbedor.

12


b) El regenerador: es la columna en la cual se separa el gas ácido de la solución

de amina (amina rica). El regenerador opera a baja presión y alta temperatura

para que se produzca el despojamiento del gas ácido de la amina. Éste consta

de un acumulador de reflujo, que normalmente opera a reflujo total.

c) Rehervidor: suministra el calor suficiente a la columna de destilación para que

la regeneración de la amina sea la adecuada.

d) El “reclaimer” o recuperador de amina: en este recipiente la amina se

vaporiza y regresa a la torre de regeneración, dejando en el recuperador los

sólidos y demás elementos indeseables que degradan la solución de amina.

Estos sólidos son en general sales termoestables (HSS) que no se pueden

regenerar en la columna de destilación y son enviados al “reclaimer” que en

presencia de cáustico se puede recuperar la amina. El “reclaimer” opera a la

presión de fondo del regenerador y una temperatura mayor a la del rehervidor,

hasta que el cáustico se gaste y el equipo pase al ciclo de lavado.

En la figura I.1 se muestran algunas variables de operación del sistema:

1. Valores de presión y temperatura típicos en las diferentes partes de la

planta de endulzamiento de gas.

2. El contenido de gas ácido (H2S y CO2) en la entrada varía desde ppmv (> 4

ppmv) hasta valores tan altos como 30 % mol (dependiendo de la fuente) y

gas de salida hasta 4 ppmv de H2S.

3. El caudal de la solución pobre y concentración de gas ácido en la misma

(mol de gas ácido 0,05-0,15/mol amina) dependerá del tipo de amina

utilizada y la eficiencia del despojamiento en la regeneradora.

4. En el tanque de venteo comienza a descender la presión del sistema para

llevar la solución hasta el regenerador, el cual trabaja a bajas presiones y

altas temperaturas, lo suficiente para desprender de la solución de amina

rica algunos gases hidrocarburos (metano, etano, etc) que se absorben en

el líquido debido a la alta presión que opera el absorbedor.

13


En la ruta hacia la columna de regeneración, la solución rica (con gas ácido)

pasa por el intercambiador de calor amina-amina para acondicionarla

térmicamente antes de entrar a la torre regeneradora y producir el

desprendimiento del gas ácido. El operador debe cuidar la temperatura de salida

(< 203 °F) para que no se desprenda el gas ácido antes de llegar a la torre ya que

puede generar una corrosión excesiva en la línea.

Figura I.1. Diagrama básico de un proceso de endulzamiento de gas. [1]

Los gases de tope de la regeneradora con un alto contenido de gas ácido son

enviados a la planta de azufre de donde éste será recuperado como azufre

elemental.

I. 7. Características de la monoetanolamina (MEA) La monoetanolamina es la más reactiva de las etanolaminas. Se utiliza

preferiblemente en procesos no selectivos de remoción del CO2 y del H2S, aunque

14


algunas impurezas, tales como el CO2, CS2 y el oxígeno, tienden a degradar la

solución, por lo cual no se recomiendan en esos casos.

Con la utilización de MEA se logran concentraciones tan bajas como 0,5 ppmv

de H2S y 100 ppmv de CO2. 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 es el principal problema operacional al emplear MEA en el

endulzamiento. [1]

La MEA es la base mas fuerte de las aminas y ha tenido un uso difundido

especialmente cuando la concentración del gas ácido es pequeña (< 5 % mol).

Por su bajo peso molecular tiene la mayor capacidad de transportar gases ácidos

con base peso o volumen; esto significa menor tasa de circulación de amina para

remover una determinada cantidad de gases ácidos. En la tabla I.4 se muestran

las propiedades físicas más importante de esta amina.

La presión de vapor de la MEA es mayor respecto a otras aminas a la misma

temperatura, lo cual puede producir mayores pérdidas por vaporización. Este

problema se puede disminuir con un lavado del gas dulce con agua, posterior al

absorbedor. Los problemas de corrosión pueden ser severos (más aún, que con

otras alcanolaminas), a menos que el sistema sea diseñado y operado

debidamente. Como consecuencia de esto y de los requerimientos de energía en

el regenerador, ha habido una tendencia tecnológica hacia el uso de otros

procesos. Para mantener la corrosión baja, la concentración de la solución y la

carga del gas ácido debe mantenerse baja (0,3-0,4 mol de gas ácido/mol MEA)

para que no se formen bicarbonatos y carbonatos. Con oxígeno, COS y CS2 se

forman productos de degradación, los cuales deben ser removidos añadiendo un

álcali en un sistema de recuperación (recuperador o reclaimer). [3]

Las variaciones tecnológicas de la MEA, son la MEA-Amina Guard y la

MEA-Amine Guard ST, las cuales dependen de una licencia de la Union Carbide

Corporation. Esta empresa le incorporó inhibidores de corrosión, con lo cual se

pueden permitir concentraciones de solución de MEA hasta 30 % wt y la carga de

gas ácido puede ser aumentada hasta 0,5 mol de gas ácido/mol MEA.

Es común, que la Amina-Guard pueda remover CO2, H2S, COS y RSH, tanto

de gas de síntesis como de gas natural. [3]

15


Tabla I.4. Propiedades de la MEA. [11]

Fórmula Empírica C2H7NO Fórmula Estructural NH-CH2CH2-OH

PM 61,08 Densidad @ 68°F (lb/ft3) 63,44

Pto Ebullición @ 760 mmHg 339,8°F Pto congelación (°F) 50,9 Solubilidad en agua Total

Solubilidad en C7 0,1 % wt Viscosidad abs. @ 68°F (cP) 24,1 Calor especifico (Btu/lb.°F) 0,65

Calor de vap. @ 339,8°F (Btu/lb) 355 Calor de reacción H2S-MEA

(Btu/lb H2S) 685

Calor de reacción CO2-MEA (Btu/lb CO2) 820

En todo el mundo existen alrededor de 375 unidades de endulzamiento de

gas instaladas que utilizan la monoetanolamina, aunque su uso ha disminuido por

la aparición de mejores tecnologías. Otra de las desventajas que tiene la MEA es

que, al regenerarla, retiene una cantidad de gases ácidos (H2S y CO2)

relativamente alta (0,07-0,1 mol de gas ácido/mol MEA) y cuando la solución

pobre regresa al absorbedor tiene una capacidad de retención limitada. Este

problema se corrige usando metildietanolamina (MDEA) o la metildietanolamina

activada (MDEA+) que es precisamente la tecnología que ha venido en auge en

los últimos años. [10]

Cabe mencionar que la DEA, es el más utilizado en el tratamiento de gas de

refinería que contiene más de 10% mol de gas ácido, en los cuales se consiguen

compuestos sulfurosos que podrían degradar la MEA (COS, CS2). La DEA es

ligeramente más débil que la MEA y los productos de reacción no son corrosivos.

La presión de vapor es más baja que el de la MEA, lo cual reduce las pérdidas por

vaporización. La tecnología convencional de la DEA es abierta y los costos

operacionales son menores; su desventaja con respecto a la MEA es su baja

actividad, aunque la mejora tecnológica de la DEA conocida como la DEA-SNEA

16


(versión de la Societe National Elf Aquitane) tiene ciertas ventajas operacionales

respecto a la DEA.

I. 8. Química del proceso El sulfuro de hidrógeno (H2S) y el dióxido de carbono (CO2) son llamados

gases ácidos porque en agua ellos de disocian en forma de ácidos débiles. Las

etanolaminas son bases orgánicas débiles, y cuando la corriente de gas ácido

entra en contacto con una solución de amina a las condiciones de alta presión y

baja temperatura el H2S y el CO2 reaccionan con la amina para formar un

complejo ácido-base soluble, una sal llamada sulfuro de amina [4]. La reacción es

exotérmica y una gran cantidad de calor es liberada. A pesar de la estructura de la

amina, el H2S reacciona instantáneamente con la amina primaria vía directa por

transferencia de un protón dándose la reacción siguiente en el caso de la

monoetanolamina:

HOC2H4NH2+H2S HOC2H4NH3-HS+ calor

La reacción entre la amina y el CO2 es más compleja porque la absorción de

CO2 puede ocurrir por dos mecanismos de reacción diferentes. Cuando el CO2 se

disuelve en agua, la hidrólisis del CO2 forma ácido carbónico que lentamente se

disocia en bicarbonato. Luego el bicarbonato bajo ciertas condiciones reacciona

con la amina para generar la reacción global siguiente:

CO2+H2O+HOC2H4NH2 HOC2H4NH3-HCO3+calor

Ésta reacción ácido-base puede ocurrir lentamente cinéticamente, ya que la

disociación del ácido carbónico es relativamente lenta.

Otra reacción posible entre la monoetanolamina y el dióxido de carbono es la

siguiente:

HOC2H4NH2+CO2 HOC2H4NHCOOH

17


Esta reacción produce un carbamato (una sal de amina). A presiones entre la

atmosférica y 1500 psig y temperaturas entre 80-120°F, éstas reacciones se dan

hacia la derecha. A bajas presiones (5-15 psig) y altas temperaturas (230-260 °F)

las reacciones químicas se dan hacia la izquierda. [11]

I. 9. Descripción de sustancias químicas La operación de la Unidad de Depuración de Gas Combustible y

Regeneradora de MEA (FMAY-3), requiere prestar especial atención a las normas

de seguridad e higiene industrial. En la unidad se utilizan una serie de sustancias

tóxicas que pueden ser fatales si no se les maneja adecuadamente.

I. 9. 1. Sulfuro de hidrógeno (H2S)

Este es un gas inflamable e incoloro, levemente más pesado que el aire. El

sulfuro de hidrógeno es altamente tóxico y, en consecuencia, es muy peligroso

cuando no se toman las precauciones adecuadas al trabajar en sitios que pueden

tener presencia de este gas. En concentraciones bajas (0-13 ppmv), el sulfuro de

hidrógeno tiene un olor característico a huevo podrido, sin embargo, este olor

desaparece gradualmente al aumentar la concentración (o el tiempo de

exposición) por fatiga olfatoria. Por lo tanto, el olor no representa un indicador

confiable para garantizar la ausencia de H2S. Concentraciones superiores a 10

ppm,v (Threshold Limit Value, TLV) en el aire produce un efecto instantáneo

directo de irritación de los ojos y las vías respiratorias y en concentraciones

superiores a 300 ppmv en el aire, el H2S tiene un efecto paralizante sobre el

centro respiratorio y puede producir la muerte en corto tiempo. [11]

I. 9. 2. Nitrógeno (N2)

Es un gas inodoro e incoloro presente en la atmósfera a una concentración del

79 % vol. Este gas se utiliza en la unidad para purgar líneas, recipientes (tanque

18


de almacenamiento de solución de MEA) e instrumentos. El nitrógeno es un gas

asfixiante que, a altas concentraciones, puede producir la muerte por sofocación

insuficiencia de oxígeno.

I. 9. 3. Monoetanolamina (MEA) La monoetanolamina es un líquido alcalino levemente viscoso con un olor

similar al amoníaco. Este compuesto irrita los ojos y la piel. Cuando la MEA entra

en contacto con los ojos, puede producir una lesión grave si no se suministra

atención médica con suficiente prontitud. Incluso a bajas concentraciones en agua

(1 % vol) la MEA puede producir una irritación considerable en la piel sino se lava

durante 15 minutos por lo menos. Los vapores de MEA también pueden producir

efectos un efecto irritante sobre los ojos y el sistema respiratorio; por lo tanto debe

evitarse la inhalación de vapores de MEA. El valor “TLV” (Threshold Limit Value)

de exposición límite para la MEA está dado por una concentración de 3 ppm,

basado en un lapso “TWA” (Time Weighted Average) de 8 horas.

I. 9. 4. Hidrocarburos gaseosos

En un gas incoloro e inodoro utilizado principalmente para la generación de

calor. El escape de estos gases a la atmósfera es peligroso debido a que son

extremadamente inflamables y a elevadas concentraciones puede causar asfixia,

pérdida de la conciencia o de la movilidad sin que la victima se de cuenta. A bajas

concentración puede provocar dolor de cabeza, vértigo, pérdida de la

coordinación. En caso de incendio, pueden producirse gases peligrosos y

explosiones que causan la rotura de recipientes afectando posiblemente a todo lo

que está alrededor. Cuando se trabaja con hidrocarburos gaseosos deben tenerse

las condiciones de seguridad apropiadas. Usar ropa y equipo de protección como:

batas, guantes, mascarilla, lentes de seguridad y zapatos de seguridad.

19


I. 9. 5. Soda cáustica (NaOH) Este es un sólido blanco e inodoro que puede ingresar al cuerpo humano por

inhalación de su polvo. De haber polvo de NaOH en el aire, pueden sufrirse

lesiones graves en los ojos o en la parte superior del aparato respiratorio. Debe

ser manejado en fase líquida para minimizar su concentración en el aire. No

obstante, las soluciones diluidas de este compuesto pueden irritar la piel,

produciendo dermatitis. Las soluciones concentradas provocan quemaduras

graves de la piel y pueden causar una ceguera permanente si salpica a los ojos.

Las concentraciones nocivas “TLV” (Threshold Limit Value) de NaOH son de 2

mg/m3 de aire, basadas en un lapso de “TWA” (Time Weighted Average) de 8

horas.

20

CAPÍTULO II, DESCRIPCIÓN DEL CIRCUITO FMAY-3

CAPÍTULO II

DESCRIPCIÓN DEL CIRCUITO FMAY-3

II. 1. Objetivo de FMAY-3 La unidad de FMAY-3 extrae los gases ácidos (H2S y CO2) de una fracción

del gas combustible que forma parte del Sistema de Gas de Refinería (SGR) a fin

de prevenir los problemas de corrosión en la sección de convección y chimenea

de los hornos, y evitar depósitos en el sistema de distribución de gas combustible

y los quemadores. Además, provee de MEA pobre a otras unidades que depuran

gas combustible de conversión profunda, LPG y olefinas.

II. 1. 1. Objetivos del circuito de FMAY-3

La unidad de FMAY-3 ha sido diseñada para extraer el H2S y CO2 de las

siguientes corrientes de gas. (Ver figura II.1)

1. Gases de cabecera del absorbedor (T-2603) de la sección de productos

livianos de Desintegración Catalítica (DCAY).

21


Figura II.1. Diagrama de flujo del circuito FMAY-3

22


2. Gases de cabecera de la absorbedora-deetanizadora T-2001 de la

Sección de Productos Livianos del Crudo (GLAY).

Esta unidad también regenera la solución de MEA rica y suministra MEA

pobre a las siguientes depuradoras:

1. T-2303, depurador de gas de Flexicoker (FKAY).

2. T-2604, depurador de olefinas en Desintegración Catalítica (DCAY).

3. T-2003, depurador de C3/C4 LPG en la Sección de Productos Livianos del

Crudo (GLAY).

4. T-2801, depurador de gas combustible en FMAY-3.

Después de 12 años de operación en 1993, al circuito de FMAY-3 se le

adiciona la depuradora de gas combustible (T-9305) y la depuradora de LPG (T-

9306); que forman parte de la Unidad de Coquización Retardada (CRAY).

II. 2. Bases de diseño

El diseño de FMAY-3 se basa en un factor de servicio del 95% durante su

operación normal y una parada de mantenimiento cada 3 años.

En 1993, a raíz del proyecto de desenbotellamiento de FMAY-3 fueron

modificados los internos de las torres T-2801 y T-2802 con la finalidad de

aumentar la capacidad de flujo de MEA (44000 bbl/d ó 44 KB/d) proveniente de

CRAY y aumentar el flujo de gas (a 22,2 MMSCF/d) en la T-2801. Posteriormente

en la parada del año 2002 se instalaron dos lechos de anillos Miniring marca

Glistch en la T-2802, mientras que la torre T-2801 mantiene sus dos lechos de

anillos Pall Ring. [11]

La planta FMAY-3 dentro de su límite de batería se divide en dos secciones:

Sección de Depuración de Gas Combustible (T-2801): ha sido diseñada para

reducir la concentración de H2S en el gas combustible < 100 ppmv, utilizando

23


para ello una solución de MEA en agua 20 % peso. El diseño de esta torre se

basa en una concentración de 0,09 mol de gas ácido (0,02 mol H2S y 0,07

mol CO2) por mol de MEA contenido en la corriente de MEA pobre. El caudal

de diseño para la alimentación de gas agrio es de 22,2 MMSCF/d y el caudal

de MEA pobre es de 8,8 KB/d. La cantidad de H2S y CO2 debe mantenerse

uniforme y esto depende básicamente de las unidades de GLAY y DCAY. El

80 % del gas proviene de la torre T-2603 en DCAY y la calidad del mismo

depende básicamente de la intensidad de las reacciones de craqueo

catalítico. El gas proveniente del tope de la torre T-2001 de GLAY depende

de la calidad de la fracción liviana del crudo procesado en las torres

atmosféricas aguas arriba del proceso de GLAY.

Sección de Regeneración de MEA rica (T-2802): la torre regeneradora de

MEA ha sido diseñada para producir 43 KB/d de MEA pobre para alimentar

tanto al depurador T-2801 de FMAY-3 y las otras depuradoras de GLAY,

DCAY, FKAY y CRAY. El diseño del regenerador se basa en una corriente

de MEA rica con una concentración de 0,4 mol gas ácido (0,29 mol H2S y

0,12 mol CO2) por mol de MEA. El despojamiento del gas ácido se logra

utilizando dos rehervidores tipo termosifón que emplea vapor de 60 psig, con

una relación de 1 lb vapor/ gal MEA pobre. [11]

Las conexiones de FMAY-3 con las unidades regeneradora de MEA del

complejo de HDS, FMAY-1/2, permite utilizar los dos regeneradores T-701 y T-

702, para reemplazar al regenerador T-2802, cuando las unidades T-2303 de

FKAY o T-2604 de DCAY estén fuera de servicio.

II. 3. Descripción del proceso del circuito FMAY-3 La figura II.1 muestra la diagrama de flujo del circuito FMAY-3 del CRP-

Amuay. Éste incluye tres (3) depuradoras líquido-gas (T-2801/2303/9305), tres (3)

depuradoras líquido-líquido (T-2003/2604/9306) y una regeneradora (T-2802).

24


II. 3.1. Torre Depuradora de Gases T-2801 (FMAY-3)

El gas combustible ácido entra por el fondo de la torre “T-2801” proveniente

de los gases de cabecera de la “T-2603” (DCAY) y de la “T-2001” (GLAY), bajo

control de presión en dichas unidades, sin controlar la calidad y la cantidad de

gas. Una fracción de este flujo de gas va al complejo HDS. Cualquier hidrocarburo

líquido arrastrado por el gas combustible ácido es acumulado en el tambor

knockout (separador L-G) en el fondo de la torre y es enviado al tambor de

cabecera “D-2502” en DCAY a través de la válvula de control de nivel “L802V”.

La temperatura de la MEA pobre se mantiene en 120 °F y es controlada por la

válvula de control de flujo “F801V”, mientras que la temperatura del gas de

alimentación debe ser 110 °F. El absorbedor debe operar a baja temperatura para

que la reacción progrese pero no tan baja ya que los HC del gas pueden

condensar y crear problemas de operacionales. El gas dulce es enviado al

Sistema de Gas de Refinería (SGR) a través del medidor de flujo “F811-R”. Este

flujo de gas es controlado por la válvula de control de presión “P801-RCX”, el cual

mantiene la presión de la torre depuradora, en 90-110 psig, además, el “P801-

RCX” es capaz de compensar fluctuaciones en la presión debido a cambios en la

tasa de flujo de la alimentación.

La MEA rica del fondo de la torre es enviada al tambor decantador “D-2801” a

través de la válvula de control de nivel “L801V”. La temperatura de la solución de

MEA aumenta a medida que ésta absorbe el H2S/CO2 al bajar por el depurador.

Ésta temperatura alcanza un máximo llamada “temperatura de bulge” en el tercio

inferior de la torre sí la torre opera eficientemente. Para que el proceso de

absorción continúe es necesario que la presión parcial de H2S en la solución de

MEA sea menor a la presión parcial de H2S en el gas. Si la temperatura de “bulge”

es demasiado alta, se interrumpe completamente el proceso de absorción en esta

área de la torre, es decir, la presión de vapor del H2S en la MEA puede igualar la

presión parcial del H2S en el gas. Un mayor caudal de MEA proveerá una menor

temperatura de “bulge”. [11]

La torre “T-2801” fue diseñada para endulzar hasta 22,2 MMSCF/d de gas

con un contenido de 4,5 % mol de H2S y 1,5 % mol de CO2 con un flujo de MEA

25


pobre de 8,8 KB/d (5200 bbl/d). Actualmente opera muy por debajo de su

condición de diseño: 11 MMSCF/d de gas dulce y 4,7 KB/d (4700 bbl/d a

condiciones estándar) de MEA pobre, con adición continua de antiespumante en

base silicona.

II. 3. 2. Tambor Decantador D-2801

La solución de MEA rica se envía al decantador “D-2801” donde se mezcla

con las otras corrientes de MEA rica para alimentar a la sección de regeneración.

Una fracción de gas de hidrocarburos absorbidos por la solución de MEA son

venteados y los hidrocarburos líquidos son drenados por la válvula de control de

nivel “L804V” hacia el mechurrio.

Las corrientes de MEA rica provenientes de la sección de livianos de FKAY,

DCAY, CRAY y de GLAY se combinan fuera del límite de batería de FMAY-3 y

entran por la parte superior del decantador “D-2801”. La presión del tambor se

equilibra con la presión del depurador “T-2801” aproximadamente a 100 psig y

una temperatura cercana a los 140°F.

II. 3. 3. Torre Regeneradora T-2802

La alimentación de la torre regeneradora es controlada por la válvula de

control de nivel “L803V” desde el decantador D-2801, la cual se precalienta en el

intercambiador “E-2801” (intercambiador amina-amina) cercano a 200°F antes de

entrar a la regeneradora. La temperatura del tope de la regeneradora está

determinada por la presión de operación de la torre (12-15 psig). Las altas

temperaturas favorecen las reacciones de regeneración (endotérmicas). No

obstante, el fondo debe operar entre 240-270°F, debido a que las temperaturas

superiores aumentan la formación de productos de descomposición de la MEA y

aumentan la corrosión. La presión operacional de diseño de la T-2802 es de 15

psig en el tope controlado por la válvula “P802-RCX” aguas arriba del tambor de

cabecera “D-2802”, pero la presión operacional mínima está determinada por la

caída de presión en el condensador “E-2804”, la válvula de control de presión y la

26


presión necesaria para alimentar la Planta de Azufre. Los gases ácidos salen del

tambor de reflujo “D-2802” a través de “P802V”. El condensado es agua con

gases ácidos disueltos con una pequeña cantidad de MEA la cual es devuelta al

tope de la torre a través de las bombas “P-2803 A/B”. El reflujo tiene una pequeña

purga hacia la unidad de Aguas Agrias para controlar la acumulación de sólidos y

de corrosión en la unidad, pero el flujo es fijado tanto por el nivel de líquido en el

tambor de cabecera “D-2802” como por la cantidad de agua purgada, pero en

operación normal opera a reflujo total con el objetivo de arrastrar la MEA hacia la

torre regeneradora y minimizar las pérdidas. [11]

La cantidad de calor de despojamiento en la regeneradora es regulada por

“F805-RCX”, el cual controla el flujo de vapor a 60 psig a los rehervidores “E-2803

A/B”.

Una fracción de la MEA pobre controlada por la válvula “L806V” es enviada

desde el fondo de la regeneradora “T-2802” hacia el reclaimer “E-2805” y la otra

fracción se enfría previamente en el intercambiador de calor “E-2801” hasta

206°F, luego pasa por el fin-fan cooler “E-2802” y se enfría hasta 147°F y

finalmente en el “E-2806” se enfría cercano a 120°F antes de entrar al tanque de

almacenamiento “TK-2801”. Para mantener una temperatura de 120°F en el flujo

de salida de la MEA pobre hacia las bombas un controlador a través de la válvula

“T803V” desvía una fracción de MEA pobre aguas arriba del fin-fan cooler “E-

2802” hacia la línea de salida del tanque TK-2801.

Actualmente la torre regeneradora T-2802 procesa 38 KB/d de MEA rica, 6

KB/d por debajo del valor de diseño.

II. 3. 4. Tanque de Almacenamiento TK-2801

El tanque de compensación de MEA pobre es un tanque cerrado el cual no

está diseñado para soportar altas presiones ni vacío, por lo que posee un sistema

de presión positiva constante con nitrógeno. Para evitar sobrepresión ó vacío, el

tanque está protegido con una válvula de seguridad que abre a la atmósfera al

alcanzarse una presión de 3” H2O ó 0,865” H2O de vacío.

27


La MEA pobre sale del tanque “TK-2801” hacia la bomba “P-2801” de baja

presión y las bombas “P-2802 A/B” de alta presión. La bomba “P-2801” tiene una

presión en la brida de descarga de 180 psig y las bombas de alta presión

descargan a 375 psig. Las bombas “P-2802 A/B” distribuyen la MEA pobre hacia

la contactora de LPG “T-2003” (GLAY), hacia la contactora de olefinas “T-2604”

(DCAY), hacia la absorbedora “T-9305” (CRAY) y hacia la contactora de LPG “T-

9306” (CRAY), mientras que las bomba “P-2801” distribuye la MEA pobre hacia la

absorbedora “T-2801” (FMAY-3) y la absorbedora “T-2303” (FKAY). La tabla II.1

reporta los flujos de MEA pobre por diseño en cada una de las unidades

depuradoras/contactoras. [11]

Tabla II.1. Flujo de servicio de MEA pobre (diseño)

Servicio KB/D % Flujo

T-2604 (DCAY) 12 23,8

T-9305 (CRAY) 9,2 18,2

T-9306 (CRAY) 2,3 4,5

T-2303 (FKAY) 14,7 29,1

T-2003 (GLAY) 3,5 6,9

T-2801 (FMAY-3) 8,8 17,4

Total 50,5 - Nota: 1 KB equivalente a 1000 bbl std

II. 3. 5. Reclaimer E-2805 (recuperador de MEA)

Parte del líquido de fondo del regenerador “T-2802” se envía al recuperador

de MEA “E-2805” a través de la válvula “L806V”. El recuperador, físicamente igual

a un intercambiador de calor tipo Kettle, que calienta esta MEA hasta una

temperatura superior a la de la regeneración en la “T-2802”, donde la mayor parte

de las sales térmicamente estables (HSS) que se forman durante la absorción, se

descomponen térmicamente. La solución de MEA contenida en el “E-2805” se

hace ebullir con vapor de 145 psig en presencia de soda cáustica (NaOH) de 20°

28


Baumé previamente inyectada al recuperador. El principal producto de la

descomposición es la MEA original, que a su vez es retornada al sistema de

circulación de MEA. Sin el recuperador, estas sales estables se acumularían

gradualmente, aumentando los requisitos de adición de MEA fresca. La

recuperación de MEA (el proceso como tal) reduce el ensuciamiento, la formación

de espuma y la corrosión. La reacción que ocurre en el Reclaimer o recuperador

“E-2805” es una reacción que básicamente neutraliza la sal de amina:

NaOH+AminaH+HSS- Amine+H2O+NaHSS

Estas sales son depositadas en el fondo del recuperador “E-2805” y drenadas

cuidadosamente una vez gastado el cáustico. [4]

II. 3. 6. Filtros de la solución de MEA, FIL-2801 y FIL-2802

Sólo una fracción de la MEA que recircula en todo el circuito FMAY-3 se

purifica, y ésta equivale en parte a la solución de MEA que va a la torre

absorbedora “T-2801” (FMAY-3). El flujo de MEA atraviesa el filtro “FIL-2801” de

hojas que retiene partículas sólidas mayores a 10 micrones, posteriormente sigue

a un filtro de carbón activado “FIL-2802” que consta también de un pre-filtro y un

post-filtro de cartucho. Aquí se retienen partículas que han sido arrastradas en las

diferentes unidades (hidrocarburos), algunos contaminantes, así como las

producidas por la corrosión (sulfuro de hierro) que promueven la degradación y el

bajo rendimiento de la solución de amina.

II. 3. 7. Torre Depuradora de LPG T-2003 (GLAY)

Esta torre depuradora líquido-líquido extrae la mayor parte del H2S presente

en la corriente de LPG proveniente del tambor de reflujo de una Debutanizadora,

utilizando una solución de MEA al 20% peso a 120°F. La alta presión de

operación de “T-2003” (285-290 psig) mantiene la mezcla C3/C4 en estado líquido.

29


El C3/C4 que ingresa a la torre tendrá un contenido de H2S que fluctuará entre

2,3-2,8 % mol y su flujo se controla por la válvula “F016V”.

Con la finalidad de lograr una buena absorción, resulta esencial contar con un

buen contacto líquido-líquido. La mezcla de HC líquidos principalmente C3/C4 (gas

licuado de petróleo, LPG) con un alto contenido de H2S es bombeado a 111 °F

para que ascienda por la torre mientras la solución acuosa de MEA pobre entra

por la parte superior de la torre a través de la válvula de control de flujo “F6017V”.

En la depuradora líquido-líquido (L-L) “T-2003” al igual que en las otras

depuradoras de dos fases líquidas ocurre la misma reacción entre la MEA y el

H2S, considerando esta vez que el H2S esta en fase líquida. El sulfuro de amina

resultante permanece en solución y sale del fondo de la torre con la MEA rica a

120-135 °F. En consecuencia, la MEA rica sale del contactor líquido-líquido “T-

2003” a través de la válvula de control de flujo “F029V” y se mezcla en el límite de

batería de GLAY con la MEA rica proveniente de la “T-2303” (FKAY) y “T-2604”

(DCAY). Posterior a este proceso, el LPG es lavado con cáustico donde se extrae

el H2S restante (trazas) y mercaptanos, en el tambor D-2005. [12]

La torre “T-2003” posee 16 platos tipo Sieve, suficiente para depurar hasta

11,5 KB/d de LPG con un flujo de MEA pobre de 3,5 KB/d (diseño). En la

actualidad la torre opera con 6,5 KB/d de LPG y con 3 KB/d de MEA pobre.

II. 3. 8. Torre Depuradora de Olefinas T-2604

La fuente de alimentación de la torre “T-2604” proviene de los gases de

cabecera de la debutanizadora. Este gas es condensado y enviado al tambor de

reflujo “D-2603” de la debutanizadora; una fracción del líquido es bombeado por

las “P-2609 A/B” a la torre depuradora de olefinas “T-2604” a una presión

próxima a 335 psia y 138 °F (condición de diseño) controlando el flujo en la

válvula “F617V”. La concentración de H2S en la corriente de olefinas que va al

depurador dependerá de la operación del equipo ubicado aguas arriba de esta

torre incluyendo la calidad en los niveles de azufre de la alimentación a DCAY y,

por consiguiente, la concentración no puede controlarse en esta torre. Sin

embargo, ésta puede afectar la carga de solución de MEA rica que sale de la torre

30


a través de la válvula de control de flujo “F621V”, la cual para una solución de

MEA al 20 % peso la carga máxima aceptable es de 0,45 mol H2S/mol MEA. Es

importante no exceder esta concentración debido, principalmente, a

consideraciones de corrosión. La MEA pobre que entra a la depuradora “T-2604”

esta en control de relación MEA/Olefinas y su flujo se controla a través de la

válvula “F618V”. [13]

La corriente de cabecera, la cual es baja en H2S, es enviada a las esferas

“TK-208” y “TK-209” en fase líquida y luego se envía a la unidad de Merox de

ALAY (Alquilación) para la extracción de mercaptanos.

La torre “T-2604” fue diseñada con 16 platos tipo Sieve para operar con una

carga de 23,7 KB/d de olefinas con una composición de 0,658 % mol de H2S y 12

KB/d de MEA pobre. Actualmente opera con 28 KB/d de olefinas y 9 KB/d de MEA

pobre.

II. 3. 9. Torre Depuradora de Gas T-2303

La sección de compresión de gas y la unidad de recuperación de productos

livianos del Flexicoker está compuesta por un compresor centrífugo a turbina y

ocho columnas de destilación que procesan los productos de cabecera del

fraccionador principal, separándolos en gas combustible, olefinas y productos

pesados. Los gases comprimidos son depurados con agua agria en la “T-2302”

(unidad actualmente fuera de servicio) para extraer parte del H2S, CO2 además

de NH3, y HCN, antes de continuar su procesamiento de depuración en la

absorbedora con MEA “T-2303”. El producto de cabecera de la torre “T-2303”

es alimentado a la absorbedora-deetanizadora, “T-2304”, posteriormente circula

hacia la torre de absorción de C3+ antes de ser despachado al sistema de gas

combustible de la refinería (SGR).

La absorción de H2S en el depurador depende el caudal de circulación de

MEA pobre controlado por la válvula “F310V” y de la calidad de la misma. El

flujo de MEA pobre está en control de relación con el flujo de gas que ingresa a

la depuradora con una composición de H2S de 3,44 % mol (diseño). Sí el flujo

de gas excede los limites de diseño (52,2 MMSCF/d) éste puede desviarse al

31


tambor de “D-2305” a través de la válvula “F527V”. Esta torre al igual que las

otras torres líquido-gas tienen analogía a la torre “T-2801” y la química del

proceso ha de ser el misma, aunque esta depuradora opere a una presión de

diseño de 155 psia. La MEA rica sale de la torre “T-2303” a través de la válvula

de control de nivel “L308V”. [14]

La depuradora “T-2303” posee tres lechos marca Koch-Glistch para

procesar hasta 52,2 MMSCF/d de gas ácido con un flujo de MEA pobre de 14,7

KB/d. Actualmente opera con un flujo de 48 MMSCF/d y 13 KB/d de MEA pobre,

con adición continua de antiespumante en base silicona.

II. 3. 10. Torre Depuradora de LPG T-9306

La corriente líquida de C3/C4 proveniente del tambor de cabecera de la

debutanizadora, entra al fondo de la torre depuradora “T-9306” a 103 °F y 256

psig, en donde se pone en contacto con MEA pobre a 120 °F, que se alimenta

por el tope de la torre bajo control de flujo “F-525IC”, con el fin de remover el

H2S presente en esta corriente, antes de enviarla a la torre separadora de

C3/C4. El flujo de MEA se mantiene en control de relación MEA/alimentación,

considerando la tasa de absorción de H2S en la corriente y las limitaciones de

flujo impuestas por la hidráulica del sistema. Un exceso de alimentación de LPG

es recirculado al tambor de cabecera de la debutanizadora. La MEA rica que

sale del fondo de la torre “T-9306”, es enviado bajo control de nivel de la

interfase en el tope L-510IC, hacia la unidad de Regeneración de Aminas

FMAY-3 junto con el flujo de MEA rica de la torre “T-9305”. [15]

La depuradora de LPG “T-9306” tiene tres lechos Koch-Glistch para

procesar por diseño una carga de alimentación de 2 KB/d con una composición

de 4,4 % mol de H2S y un flujo de MEA pobre de 2,3 KB/d. Actualmente la torre

opera con un flujo de alimentación de 0,8 KB/d de MEA pobre y una

alimentación de 2 KB/d de LPG con un contenido de azufre mucho menor al de

diseño.

32


II. 3. 11. Torre Depuradora de Gases T-9305 (CRAY)

Los gases de tope de la absorbedora de nafta “T-9303”, se alimentan al

tambor separador de gases “D-9308”, situado en la parte inferior de la torre

depuradora de gases “T-9305” con el fin de retener cualquier arrastre de aceite

empleado como solvente en la absorción de la nafta. Este aceite es enviado al

fraccionador principal, bajo control de nivel del fondo del tambor “L512IC”. Los

gases libres de partículas de aceite pasan luego a la torre depuradora de gases

“T-9305” a 110 °F y 177 psig donde se ponen en contacto con MEA pobre a 120

°F, enviada a la torre bajo control de flujo “F-515IC”, con el fin de remover el

H2S presente en esta corriente antes de enviarla al sistema de gas combustible.

El flujo de MEA se mantiene en control de relación MEA/gas entrando a la torre,

para compensar las fluctuaciones de esta corriente, considerando a su vez una

absorción de H2S aceptable, y de no exceder el límite establecido de 0,3 mol

H2S/mol MEA (máx. 0,35). Si la relación del mol/mol de la MEA pobre excede el

valor típico de 0,05 mol H2S/mol MEA, se requerirá aumentar el flujo de MEA a

la torre, para poder retirar la misma cantidad de H2S en la unidad. La MEA rica

que sale por el fondo, es enviada bajo control de nivel “L-511IC” hacia los

límites de batería de FMAY-3 junto con el flujo de MEA rica de la torre “T-9306”.

[15]

El flujo de MEA rica total del CRAY se mezcla con la MEA rica provenientes

de las otras depuradoras en el límite de batería de FMAY-3 para luego entrar

por la parte superior del decantador “D-2801”, para luego ir a la torre

regeneradora “T-2802” y terminar su ciclo en el tanque de almacenamiento “TK-

2801”.

La torre “T-9305” fue diseñada con tres lechos tipo Koch-Glistch para

procesar 8,64 MMSCF/d de gas dulce (máx. 10,14 MMSCF/d con adición de

antiespumante), con un contenido de H2S en 10,6 % mol en el gas ácido y un

flujo de MEA pobre de 9,2 KB/d. Actualmente esta torre opera con un flujo máx.

de 10 MMSCF/d de gas tratado y 7 KB/d de MEA pobre por presentar

eventuales arrastres de MEA, incluso con la inyección continua de

antiespumante de tipo silicona.

33

CAPÍTULO III, PÉRDIDAS DE MEA

CAPÍTULO III

PÉRDIDAS DE MEA

Martínez Marcías (1994) expresa: “Las pérdidas de amina, por lo general, se

producen cuando se permite que la solución se contamine con todo tipo de

impurezas. Lamentablemente la amina paga las consecuencias por todos los

problemas que ocurren en las diferentes plantas que forman parte del circuito.

Durante mas de 30 años de operación, la empresa responsable de este trabajo

(Coastal Chemical Co.), no ha conseguido un solo caso donde la amina sea la

verdadera responsable del problema. Solamente cuando la amina se carga de

contaminantes o cuando la unidad esta mal diseñada, mal operada o mal

mantenida, es cuando aparecen los problemas”.

III. 1. Antecedentes

Las pérdidas elevadas de MEA en el circuito FMAY-3 datan desde la

construcción de la misma, sin embargo en los últimos años el consumo ha sido

exorbitante por lo que forma parte de los grandes problemas en la Refinería de

34


Amuay. Algunos informes de GIP (Gerencia de Ing. Procesos) se listan a

continuación:

• “Reporte sobre la visita del Sr. Roy de UOP”. El Sr Roy recomendó instalar

un tambor separador de líquido en la corriente de alimentación gaseosa a

las depuradoras para evitar que entren líquidos HC; modificar los internos

del tambor D-2801 para garantizar una buena separación de la fases;

respecto a la formación de espuma en la “T-2303” y evaluar la posibilidad

de usar la torre de lavado con agua “T-2302”. (Ramírez, 1986)

• “Pérdidas de MEA en FMAY-3”. Las causas de que provocaron la pérdida

de MEA se le atribuyen a la torre “T-2303” del FKAY por alto flujo de gas

verificándose en el diferencial de presión de la torre y un aumento de nivel

en el tambor recolector de agua de la Deetanizadora (D-2307). En ese

entonces se recomendó que ante la presencia de espuma no se aumentara

la dosificación de antiespumante dado que esta acción desmejora la

operación de la unidad, y hacer seguimiento estricto a la calidad de la MEA

pobre (sólidos, espuma y sales estables) con el fin de identificar

desviaciones en la operación del Reclaimer “E-2805” y el filtro de hojas con

tierra diátomea “FIL-2801”. (Herrera, 1992)

• “Evaluación del sistema de MEA de Conversión”. Desde el inicio de las

operaciones las torres depuradoras “T-2303” y “T-2801” han tenidos que

desviar una cierta cantidad de gas por presentar pérdida de MEA por

formación de espuma (22 tambores de MEA más de lo normal) debido a un

alto contenido de impurezas en la MEA (HC líquidos, productos de

degradación) proveniente principalmente de la torre “T-2303”. La mala

calidad de la MEA es ocasionada por una combinación de factores, tanto

de diseño como operacionales, entre las que destacan: contaminantes

presentes (ácidos carboxílicos, COS, O2) en el gas de alimentación;

deficiente funcionamiento del recuperador de MEA; paso de aceite pobre

hacia la “T-2801” desde la torre T-2603 en DCAY. En ese sentido se

recomendó instalar un filtro de carbón y un tambor separador de líquido en

la torre “T-2801”. (Jatem, 1986).

35


• “Utilización de bombas de antiespumante de FKAY (P-2315) en FMAY-3”.

A raíz de la parada de emergencia de FKAY el 20/07/89, el circuito FMAY-3

carece de inyección de antiespumante presentando problemas de arrastre

de MEA en la torre “T-2801”. Investigaciones posteriores permitieron

descartar alta concentración de sólidos en la MEA circulante e indican alta

tendencia a la formación de espuma, tanto en la “T-2801” como en la “T-

2604” de DCAY y en la “T-2003” de GLAY. (De Magallanes, 1989).

• “Tratamiento de gas con amina del CRAY”. Debido a la inquietud

presentada por el grupo de Operaciones sobre problemas de espuma en la

torre “T-9305”, el grupo de PMR-Proceso consultó la experiencia de las

refinerías de CITGO (Corpus Christi y Lake Charles) a través de los Ing.

Procesos. Coinciden que rara vez se presenta problemas de espuma y en

caso de ocurrir, es por condensación de HC en la amina o por deficiencia

en el filtrado de la amina, en cuyo caso inyectan antiespumante. (Rangel,

1994)

• “Evaluación Hidráulica de las torres T-9305 y T-9306”. La torre “T-9305”

está limitada en cuanto a la capacidad (10,2 MMSCF/d de gas tratado) por

alto diferencial de presión (> 1,2 psi) en los tres lechos porque presenta un

porcentaje de inundación mayor a 60 % (recomendación EXXON), debido a

que los empaques se obstruyen con productos de degradación y/o sólidos

que trae consigo la amina, aunado a una solución pobre con 3,5 % peso en

sales termoestables. Por tal motivo se recomendó cambiar el tamaño de

partícula del lecho y mejorar el sistema de filtrado para reducir en lo posible

la entrada de ácidos orgánicos al sistema. (Castillo, 2005).

• “Aspectos Resaltantes Encontrados en Inspección a FMAY-3”. A raíz de los

problemas de formación de espuma presentados en la depuradora “T-

2801”, se detectaron los siguientes problemas: El problema de formación

de espuma en la torre “T-2801” es ocasionado principalmente por la

presencia de HC pesado proveniente de la “T-2603” de DCAY; el HC

pesado no fue removido en el tambor knockout de la dicha torre; deficiente

separación del HC pesado en el tambor “D-2801” encontrándose un gran

nivel de HC en el fondo de la regeneradora “T-2802” y en el tambor de

36


cabecera “D-2802”. Debido a la inflexibilidad que muestra el sistema debe

vigilarse la presencia de HC y cuidar la relación L/G en la “T-2603” de

DCAY y evitar arrastre eventual del HC pesado (aceite pobre). (Jatem,

1986)

• “Análisis de la Limitación Hidráulica de la torre T-2801”. De la inspección

realizada a la torre una vez que salió de servicio para su limpieza se

encontró: lodo a base de productos de corrosión e hidrocarburos pesados

tanto en el tambor knockout como en el plato chimenea (retiro de MEA

rica); aceite pobre aglomerado en el demister inferior; aceite pobre en los

anillos del lecho inferior; sólidos formados por depósitos a base de sílice

(tierra diátomea y antiespumante), productos de corrosión e HC pesados.

Se recomendó vigilar constantemente la operación de la torre “T-2801” y

cuidar la relación de aceite pobre/gas en la torre “T-2603” para evitar el

arrastre del mismo. (Ramírez, 1994).

• “Prueba de Manejo de Gas en la Depuradora T-2801”. Aparentemente,

posterior a la reparación de la torre “T-2801” la misma no ha operado de

manera satisfactoria sin ocasionar pérdida de MEA por arrastre,

incrementándose el consumo de MEA hasta 120 % sobre el consumo típico

en el circuito FMAY-3. (Armas, 2005)

En los últimos 4 años los Ingenieros de Procesos encargados de monitorear

FMAY-3, han analizado las pérdida de MEA en el circuito FMAY-3, pero sus

resultados han sido inciertos y no avalados por instancias superiores, existiendo

restricciones de acceso a otras plantas como lo son: “T-2604” en DCAY, “T-

9305/06” de CRAY y “T-2303” de FKAY que también forman parte del recorrido de

la MEA, pero no pertenecen al mismo complejo. A todas estas, los trabajos sobre

el tema no han incluido el circuito completo de la MEA y cuando ocurre una

pérdida cuantiosa de MEA los Ingenieros de Procesos de cada una de las plantas

involucradas se reúnen y discuten sobre el tema, sin encontrar resultados

satisfactorios.

37


En algunas unidades como la “T-9305” y la “T-2801” se ha detectado arrastre

de MEA por eventualidades. En el caso de la “T-9305” ha sido por altos flujos de

gas (mayores a 10,2 MMSCF/d de gas tratado), sin embargo, cuando esto sucede

el flujo de MEA pobre se recorta para mitigar el arrastre. En la “T-2801” el arrastre

de MEA ha sido provocado por la presencia de hidrocarburo pesado en el gas de

alimentación que a su vez crea espuma en la depuradora; sin embargo éstas no

parecen ser las únicas fuentes de pérdida de MEA en el circuito FMAY-3, y la

indefinición de la misma es tal, que algunos aseguran que el tanque de

almacenamiento tiene problemas de fuga.

En Junio del 2002 el proveedor de la MEA, HUNTSMAN, generó un informe

del análisis de la muestra de monoetanolamina tomada en la corriente de MEA

pobre y detectó los siguientes problemas, con sus recomendaciones:

- Alto contenido de H2S en la MEA pobre, esto es indicación de problemas

en el despojamiento.

- Alta presencia de amoníaco. Recomendó realizar purgas de agua en la

corriente de reflujo.

- Muy alto contenido de hidrocarburos. Recomendó revisar el sistema de

filtración de carbón activado y planificar un remplazo del lecho.

III. 2. Principales causas de la pérdida de amina [3]

Las principales causas de las pérdidas de amina que se nombran a

continuación es el resultado de numerosos problemas detectados por empresas

de servicios, tales como Coastal Chemical Co., HUNTSMAN y de la experiencia

operacional de PDVSA. Estas son:

Degradación de la solución.

Fugas en el sistema.

Solubilidad del solvente en HC líquidos.

Formación de espuma de tipo mecánico o químico.

38


Impurezas y contaminantes (COS, CS2, CO2, O2).

Vaporización.

Salida por el fondo del “Reclaimer”.

Daño en el extractor de niebla o taponamiento de éste puede ocasionar

pérdidas notables de amina.

Arrastre de solución en la corriente de gases de cola.

Temperaturas muy altas en el tope del regenerador (por encima de 210°F al

salir de la torre, antes del condensador y por encima de 120°F después del

tambor de reflujo).

Subdimensionamiento de las unidades.

Por arrastre debido a que no se rompe la emulsión en las depuradoras L-L.

Distribuidor de amina tapado o subdimensionado

Es probable que las pérdidas de solución más severas sean producidas por

la degradación química tales como: oxidación o degradación por efecto de

temperatura o envenenamiento. La formación de sales estables, causan

corrosión, formación de espuma, endulzamiento pobre y grandes pérdidas de

amina. El oxígeno hace que la amina se degrade y contribuya a la formación de

sales termoestables, es por ello que el tanque de almacenamiento de la solución

de amina debe protegerse con una atmósfera de gas inerte (tal como N2) que no

contamine. [3]

En las plantas que se tiene instalado un recuperador, alrededor del 50% de

la amina puede perderse ya que se va con los productos del fondo del

recuperador en el momento que se realiza la limpieza.

Los escapes mecánicos, debido a corrosión o derrames accidentales

aumentan la pérdida de amina, ya que en muchos de estos casos suelen ser

cuantiosos. Durante las operaciones de limpieza y mantenimiento pueden ocurrir

pérdidas substanciales debido a que la amina queda atrapada en las unidades de

proceso (torres, filtros) y drenajes, y no se regenera antes de arrancar

nuevamente la planta.

39


III. 2. 1. Arrastre de MEA por subdimensionamiento de equipos

Una gran cantidad de MEA es arrastrada debido a elevados flujos de gas en el

absorbedor L-G, que están por encima de las condiciones de diseño, o ya sea que

la presión del mismo está muy por debajo de la de diseño. La ecuación de

Souders-Brown es usada para evaluar el diámetro mínimo de un absorbedor L-G

y así evitar el arrastre de líquido. [5]

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

ρ−ρρ×

×π

×=

gL

gK

GD 4

Donde:

D = diámetro del absorbedor, ft

G = flujo de gas ácido a condiciones reales de operación, ft3/s

ρL = densidad del líquido, lb/ft3

ρg = densidad del gas, lb/ft3

K = factor empírico, 0,167 para un espacio de 5 ft entre el tope y el primer plato;

0,35 con extractor de humedad.

El arrastre de MEA en las contactoras líquido-líquido es interpretado de forma

similar al arrastre en las absorbedoras L-G, pero en este caso se produce por

efectos de emulsificación. Una alta densidad de la fase hidrocarburo puede

ejercer una gran fuerza sobre las gotas de la solución de amina y la formación de

pequeñas gotas puede causar gran pérdida por arrastre. Consecuentemente las

contactoras están diseñadas para bajas velocidades de ambas fases y así evitar

la formación de pequeñas gotas de amina. Cuando la capa de la emulsión se

rompe entre la fase hidrocarburo y la fase acuosa es un indicio de formación de

pequeñas gotas. [5]

La tabla III.1 muestra los parámetros de diseño más relevantes de las

contactoras líquido-líquido.

40


Tabla III.1. Criterios de Diseño para depuradoras L-L. [5]

Parámetro de diseño Criterio de diseño

Velocidad de ambos flujos por área 15 gpm/ft2

Velocidad por el orificio del distribuidor de amina 170 ft/min

Velocidad superficial de la amina 0,02 ft/s máx. Velocidad superficial del HC 0,04 ft/s máx. Velocidad por el orificio del dispersor del HC 1-1,25 ft/s

Una amina sucia, con sólidos suspendidos en la interfase de la contactora

líquido-líquido dificulta la separación entre las fases y aunado a la presencia de

algunos contaminantes como productos de corrosión y de degradación de la

amina puede estabilizar una emulsión que no se separa fácilmente, una vez que

la corriente de tope abandona el equipo. [16]

III. 2. 2. Pérdida de MEA por vaporización Estas pérdidas están asociadas al tratamiento de gas y se relaciona

directamente con la presión de vapor de la solución sobre el contacto en la

corriente de gas. La cantidad de amina en la fase vapor está gobernada por las

condiciones de operación del absorbedor en el tope y en la regeneradora. Los

parámetros que gobiernan la cantidad de amina vaporizada son la temperatura,

presión y concentración de amina. Estos parámetros establecen un equilibrio

entre la presión de vapor de la amina en la solución y la presión de vapor parcial

de la amina en la corriente de gas. Un incremento de temperatura o disminución

de la presión en el tope del absorbedor promueven que la solución de amina pase

a la fase vapor de la corriente del gas. Las pérdidas de amina pueden ser

estimadas para cada solvente en particular mediante el uso de la figura III.1,

basada en la presión de vapor y concentración de amina en la solución pobre. [5]

41


Figura III.1. Pérdidas de MEA por vaporización. [5]

III. 2. 3. Pérdidas de MEA por solubilidad en HC líquidos

La amina en la fase de hidrocarburo líquido esta gobernada por la

temperatura, presión y concentración de amina en la interfase existente entre los

dos líquidos inmiscibles. Estos parámetros establecen el equilibrio de la amina

entre las dos fases, en general un incremento de la temperatura y una

disminución de la presión promueve la solubilidad de la amina en la fase

hidrocarburo; como los hidrocarburos son reemplazados por nuevos

hidrocarburos por el movimiento en ascenso en la torre mucha mas amina se

mueve y es removida dentro del sistema. [6] La solubilidad de la amina en

hidrocarburos puede ser estimada desde las propiedades físicas y es utilizada

para determinar las pérdidas de amina teóricas en depuradoras líquido-líquido. La

figura III.2 y la figura III.3 muestra la solubilidad de ciertas aminas en propano y

42


butano a 77 °F y 300 psia, donde la MEA representa la que tiene mayor

solubilidad en estos hidrocarburos líquidos. Estas gráficas fueron desarrolladas

usando la teoría de equilibrio líquido-líquido Universal quasi-chemical functional

group activity coefficient (UNIFAC) [5]. Aquí se muestra el gran efecto que tiene la

concentración de la amina sobre la solubilidad en el hidrocarburo.

Figura III.2. Solubilidad de MEA en C3. [5] Figura III.3. Solubilidad de MEA en C4. [5]

III. 2. 4. Pérdidas de MEA debido al daño del extractor de niebla

Las pérdidas por arrastre están basadas en experiencias pasadas en plantas

similares usando un extractor de humedad dañado en un absorbedor L-G. [1]

lb MEA/día = 0,18xMMSCF gas dulce/d

Sin embargo, estimar con precisión la cantidad de líquido arrastrada resulta

más complejo de lo que puede presentar la ecuación anterior dada por la literatura

[1].

43


III. 2. 5. Pérdidas en el gas de cola

Las pérdidas de agua y MEA en el regenerador pueden ser estimadas como

sigue, de acuerdo a la experiencia en plantas similares instaladas a nivel mundial.

[1]

lb H2O/d = 2500xMMSCF gas ácido/d

lb MEA/d = 2,5xMMSCF gas ácido/d

Para un mejor estimado se puede hacer uso del simulador PRO/II, ya que en

el tambor de reflujo coexiste un equilibrio L-V que depende principalmente de la

presión y temperatura del sistema.

III. 3. Contaminantes más comunes

Los contaminantes presentes en plantas de tratamiento con aminas

provienen de las corrientes gaseosas que tienen contacto con la amina y que

posteriormente crea problemas operacionales. Las corrientes de gas que se

depuran pudieran ser gas de refinería (con mayor susceptibilidad de

contaminantes) o gas libre desde el pozo de producción. Algunos de estos

contaminantes se listan a continuación:

• Hidrocarburos líquidos.

• Agua agria que acompaña al gas de alimentación.

• Partículas sólidas en la corriente gaseosa (Coker, catalizador).

• Inhibidores de corrosión colocados en las tuberías.

• Aceite de compresores.

• Parafinas y asfaltenos, los cuales deben ser removidos antes de que el gas

alimente al absorbedor.

44


Estas impurezas pasan a la solución de amina y producen corrosión,

formación de espuma, pérdidas de la solución y dificultades para satisfacer las

especificaciones del gas tratado.

Algunas plantas no tienen separadores de entrada, por lo cual se pueden

esperar problemas debido a las impurezas en el gas. En algunas oportunidades

se necesita de un separador tipo filtro en serie con la trampa para garantizar la

remoción de todos los contaminantes.

Otras veces los operadores contaminan la solución agregándole demasiado

antiespumante, un tipo de antiespumante que no corresponde o cuando le

agregan inhibidores de corrosión incompatibles con la solución de amina que se

utiliza. [3]

III. 4. Causas y prevención de la formación de espuma

Una solución espumante es causada por un cambio en la química de la

superficie de la amina, una baja tensión superficial o incremento de la viscosidad

son las características que presenta. Las partículas de sulfuro de hierro (producto

de la corrosión en la línea) y otros contaminantes estimulan la espuma. [4]

Una formación de espuma de tipo mecánico está relacionada con la

hidráulica del sistema, y al igual que la de tipo químico, es capaz de formar

pequeñas gotas de líquido dispersas en la corriente de gas. Para algunas gotas

de líquido su peso es insuficiente para vencer la fuerza con que es arrastrada por

el gas, siendo necesario para prevenir este arrastre reducir la velocidad del gas

[5]. Pequeñas gotas de amina con diámetros de 0,1 a 5000 micras son formadas

típicamente y arrastradas por la corriente de gas y en estos casos difícilmente

existe un extractor de humedad que retenga las gotas, si las gotas son del tipo

aerosol. En este tipo de casos las pérdidas pueden ser tan severas que los

consumos de amina por mes pueden aumentar hasta en un 200 %, dependiendo

de la severidad de la espuma en el absorbedor L-G. [7]

Estimar las pérdidas por arrastre en los sistemas de endulzamiento gas o

líquido es difícil, sin embargo, se pueden estimar cerrando la válvula y midiendo

nivel con respecto al tiempo. [6] Otra forma, es hacer un análisis en campo del

45


gas de salida, absorbiendo el mismo en un lavador de gas en presencia de una

solución de ácido sulfúrico. [17]

La formación de espuma puede generar dificultades de todo tipo, entre las

cuales se encuentra:

• Aumentan las pérdidas de amina.

• La amina puede salir por el tope de las depuradoras L-G.

• Hace más difícil el tratamiento, reduciendo la eficiencia de absorción.

• Ocasiona corrosión. [10]

• Aumenta el consumo de energía.

• Dificulta la separación de la emulsión en las depuradoras L-L. [27]

La espuma modifica el coeficiente de transferencia de masa entre la fase

gas de H2S y la fase líquida de la solución, por lo que el primer síntoma es que el

gas sale fuera de especificación y la amina pobre en el fondo del regenerador sale

con la relación de mol H2S/molMEA un poco más alto del habitual. [18]

Entre las causas típicas de formación de espuma se encuentra:

• Sucio o fragmentos metálicos en la solución.

• Presencia de hidrocarburos líquidos y aceite de compresores en el sistema.

• Exceso de productos de degradación en la solución.

• Velocidades muy altas del gas y de los líquidos.

• Formación de sales térmicamente estables.

• Selección errada del antiespumante o no se agregó de la forma adecuada, que

es lentamente.

• Problema de tipo mecánico.

• Inhibidores de corrosión presentes que causan espuma. [9]

La formación de espuma es causada por los contaminantes presentes en la

solución de amina. Algunas veces, el agua de restitución puede ocasionar los

problemas porque lleva químicas, sales y otros contaminantes que promueven la

46


formación de espuma. Un sistema de purificación de carbón instalado en la línea

del agua puede contribuir a minimizar estos problemas.

Una de las mejores formas de detectarlo es usando una celda de presión

diferencial en el absorbedor y en el regenerador. Una presión diferencial errática

indica que la formación de espuma es severa; esto también se puede extender

para detectar daños en el empaque del absorbedor o regenerador. Sin embargo,

la microespuma es un sistema continuo y muy pequeño que no genera gran

cambio en el diferencial de presión a lo largo de la torre; es decir, la altura de la

espuma “normal” dentro de los platos excede esta normalidad por al menos ¼ de

su altura y se mantiene por un largo tiempo; esto tiene consecuencias graves en

los mecanismos de reacción [18]. En el caso de que la presión del gas de

alimentación baje la velocidad del gas en la torre aumenta al igual que la pérdida

de amina y esto puede suceder a un flujo de gas constante. [4]

Cuando la solución de MEA forma espuma por diferentes factores y los

análisis de espuma no son rutinarios en la planta, es posible detectarla a partir de

los cambios operacionales que acontecen, tales como:

• El tanque de venteo se quedo sin solución.

• El tanque de venteo se llenó de hidrocarburos líquidos.

• Aumenta la pérdida de solución.

• Cambio abrupto del diferencial de presión de la torre.

• El producto está fuera de especificación.

• El nivel de líquido del tanque de abastecimiento, desciende inesperadamente.

• Se altera el perfil de temperatura del absorbedor repentinamente.

• Control de nivel de MEA rica errático en el absorbedor L-G. [4]

El perfil de temperatura alrededor del absorbedor puede cambiar por la

presencia de espuma, puesto que el equilibrio químico del sistema cambia.

Cuando se acostumbra a medir la diferencia de temperatura entre el gas tratado

con respecto al gas ácido o entre la amina rica con respecto a la amina pobre, se

puede detectar la formación de espuma en la medida que el diferencial de

temperatura cambie de manera abrupta. [3]

47


Algunos operadores atacan la formación de espuma reduciendo la carga del

gas o utilizando antiespumantes que, por lo general son costosos. Si se reduce la

tasa de circulación de amina, se puede controlar momentáneamente la formación

de espuma hasta que la causa real haya sido encontrada y eliminada. Pero la

mejor recomendación para evitar los problemas con espumas, es el cuidado de la

solución de amina. El uso de antiespumantes no resuelve los problemas básicos y

se deben usar solamente de manera temporal hasta que las causas verdaderas

sean encontradas [4]. El antiespumante debe ser escogido con mucho cuidado

porque algunos productos pueden producir formación severa de espuma, de allí

que se recomiende verificar previamente la factibilidad de que un determinado

antiespumante haga el efecto contrario.

La dosis correcta por lo general varía entre 5-20 ppm y se agrega en forma

ocasional y no de manera permanente. El uso regular de la mayoría de los

antiespumantes reducen la tendencia a espuma, pero éstos a la vez incrementan

la estabilidad de la espuma.

Para conocer la eficiencia de un antiespumante es suficiente batirlo en una

botella durante 20 s (solución de amina con el antiespumante) y eventualmente la

espuma debería desaparecer en menos de 5 s, éste método simple puede

aplicarse en planta. [3]. En el Apéndice D se ilustran métodos estandarizados de

mayor confiabilidad.

La Coastal Chemical Co. con 30 años de experiencia en plantas de aminas

recomienda las diferentes acciones para evitar que la amina forme espuma:

• Evitar que la amina se ensucie.

• Localizar la razón del espumaje y corrigiendo la falla.

• Agregar antiespumante (método costoso).

• Reducir la carga del gas de alimentación.

• Reducir momentáneamente la tasa de circulación de amina.

• Mejorar los sistemas de filtración de la amina. [7]

De los antiespumantes utilizados lo más recomendados son los que se hacen

basándose en emulsiones de silicona o de polialquilénglicol con pequeñas dosis

48


ya mencionada, para ser agregado en forma ocasional ya que el uso continuo

ayuda a la formación de espuma [3]. Las influencias del sistema sobre el

antiespumante hacen que aumente la incertidumbre en la determinación de un

antiespumante en concreto. [18]

III. 5. Pérdidas de MEA por degradación

Las pérdidas por degradación son difíciles de definir en los sistemas de

aminas, ya que requiere de análisis químicos muy específicos que no forman

parte de la rutina en ciertas plantas industriales de aminas. Una definición general

de degradación es el cambio químico de la amina activa o libre. La degradación

puede incluir deficiencia de la amina para la remoción del gas ácido en las

corrientes de gas e hidrocarburos líquidos, pero no toda la degradación es

catalogada como una pérdida de amina. Las sales estables al calor (HSS) es una

forma de pérdida de amina por degradación, donde la amina reacciona con un

ácido para formar una sal que no puede ser regenerada en la torre regeneradora,

pero sí en el “reclaimer” [6]. La tabla III.2 muestras las fuentes típicas de aniones

capaces de reaccionar con la amina para formar sales estables al calor (HSS).

Otros productos de degradación de difícil regeneración se forman a partir de la

reacción de ciertas aminas con componentes presentes en el gas de refinería

(gas de craqueo), tales como COS, RSH y CS2. En las refinerías los precursores

de la contaminación de sales termoestables son los ácidos carboxílicos (fórmico,

oxálico y acético) provenientes del FCC, Coker [4]. Las sales termoestables

promueven la corrosión y estos productos de corrosión a su vez son capaces de

estabilizar una espuma. [10]

Tabla III.2. Fuente de aniones orgánicos/inorgánicos que forman HSS. [4]

Aniones Fuente Cloruros make up water Nitrato/nitrito make up Sulfato/sulfito producto de la oxidación de H2S Tiosulfato H2S + O2 = S2O3 Formato/oxalato Ácidos en el gas de alimentación Tiocianato Producto de la reacción H2S +CN

49


La determinación exacta de los niveles de degradación y productos HSS

requiere de un análisis químico completo de la solución de amina. Una

cromatografía de gas o una espectroscopia de masas pueden determinar los

productos de degradación y su concentración en la solución pero en muchos

casos los industriales no poseen los equipos y las técnicas apropiadas para tal

análisis. La HUNTSMAN el proveedor de la monoetanolamina, recomienda límites

de 1-2 % peso de sales termoestables (HSS) con una composición típica como se

muestra en la tabla III.3, sin embargo la experiencia de PDVSA recomienda

valores por menores a 0,5 % peso.

Tabla III.3. Composición límite de sales

estables al calor (HSS). [4]

Aniones ppm Acetatos 1000 Cloruros 1000 Formatos 1000 Oxalato 500 Sulfato 500 Tiocianato 7000 Tiosulfato 7000

Un balance en el sistema es suficiente para estimar que tan rápido se pierde

la amina en forma degradada como sal termoestable (HSS). Por ejemplo, si se

tiene 2 % peso de sales termoestables (HSS) en la solución y se está perdiendo 1

lb/h de amina en todo el sistema en general, quiere decir que se pierde 0,02 lb/h

de amina como sal termoestable (HSS). [6]

El problema de mantener las sales termoestables en la solución es que

crecen y ocasionan formación de espuma, endulzamiento pobre, corrosión y

pérdida excesiva de amina. La degradación de MEA con CO2, COS y CS2

requiere un continuo proceso de recuperación en el “reclaimer” para evitar

severas pérdidas. La reacción entre la MEA-CO2 produce poliaminas

(oxazolidone-2, etilenodiamina) la cual genera posteriormente corrosión.

50


III. 5. 1. Causas de la degradación de la MEA

Entre las causas típicas en diferentes plantas de amina a nivel mundial se

encuentran [3]:

• Permitir que la amina se ensucie con sólidos que pueden llegar con el gas/HC

líquidos de alimentación o se formen por corrosión.

• Recircular la amina sucia que queda entrampada en sumideros y drenajes, sin

purificarla.

• Se le ha agregado antiespumante en exceso.

• Se le ha agregado un antiespumante que no corresponde.

• El uso de inhibidores de corrosión incompatible con la solución.

• Exponer la amina al contacto con el aire.

• La temperatura del rehervidor es demasiado alta (> 280°F).

La solución para la degradación se centra en dos áreas principalmente, una

de ellas es prevenir que los contaminantes entren en contacto con la amina,

reduciendo aguas arriba el nivel de contaminantes o la fuente del mismo. Un

ejemplo de ello es el oxígeno, el cual causa una alta degradación en la amina, y

otro son los ácidos orgánicos, (principal problema en refinerías) que pueden

removerse con agua de lavado. Eliminando los ácidos orgánicos del gas de

alimentación al absorbedor se reduce notablemente la formación de sales

termoestables (HSS) en la solución de amina. Seguidamente la otra solución está

en el “reclaimer” donde un tratamiento con cáustico es usado para la regeneración

de la amina que forma productos de degradación diferentes a las sales

termoestables (HSS), pero es una solución temporal para el problema. El

“reclaimer” o recuperador de amina es un equipo que opera por ciclos, esto quiere

decir que no es continuo en el proceso de purificación de la solución de amina,

además que este método puede traer consigo otros problemas adicionales, como

la formación de sales de sodio, algunas de ellas con bajas solubilidades y muy

corrosivas. Estas sales pueden depositarse como sólidos a través de todo el

sistema de amina y crear problemas operacionales. [6]

51


III. 6. Problemas que ocasionan los sólidos en suspensión

Algunos sólidos vienen en el gas de alimentación (coker) y otros que se

forman a partir de la degradación y corrosión de la amina, provocan diferentes

problemas que se listan a continuación [3]:

• Ensucian la solución.

• Taponan los filtros y los empaques de las torres.

• Acortan la vida útil del carbón activado.

• Disminuyen la eficiencia de los filtros.

• Producen espuma.

• Corrosión y erosión.

• Se depositan en la interfase de las depuradoras líquido-líquido evitando que se

rompa la emulsión eficientemente. [16]

Un filtro de carbón activado bien ubicado y bien diseñado es capaz de retener

los hidrocarburos disueltos, inhibidores de corrosión, aceite de compresores que

no son removidos por filtros mecánicos y algunos contaminantes; reduciendo así

la formación de espuma y a la vez ayuda a disminuir la corrosión [3].

Normalmente su vida útil es de 6-9 meses pero su utilidad puede reducirse a

menos del 50 % si el sistema se contamina constantemente de hidrocarburo. Se

debe tener sumo cuidado de que no se esté removiendo el antiespumante si la

inyección del mismo se encuentra aguas arriba del filtro de carbón. Un diseño

conservador del filtro de carbón debe tener 10 ft de profundidad del lecho con un

flujo máximo de 15 gpm/ft2. [2]

III. 7. Algunos productos de degradación de la MEA

Las investigaciones actuales de productos de degradación de la MEA y de

otras aminas ha incrementado la lista, sin embargo un análisis químico “completo”

52


de la solución de MEA considera sólo aquellos componentes típicos en plantas de

aminas. Algunos de ellos se listan a continuación:

• Formación de imidazolidone y ácido carboxílico (sal termoestable) a partir de

la reacción de MEA con oxígeno (O2). La MEA también se oxida para formar

amoníaco, siendo catalizada por la presencia de iones Fe. [19]

• Formación de Oxazolidone, hydroxyethyl-imidazolidone e hydroxyethyl-

ethylenediamine (HEED) a partir de la reacción de MEA con dióxido de

carbono (CO2).

• Formación de diethanolurea (HEEU) a partir de la reacción de MEA con

sulfuro de carbonilo (COS).

• Formación de compuestos N-formylamina (NFMEA) a partir de la reacción de

MEA con ácido fórmico. [20]

Una cierta cantidad de MEA degradada puede recuperarse con un uso

adecuado del “reclaimer” o recuperador de MEA, que también cumple la labor de

mantener la solución de MEA limpia y libre de residuos del antiespumante

(silicona) u otros contaminantes, tales como CO, CS, CS2 que provocan otro tipo

de reacciones con la MEA de difícil regeneración. [21]

Un análisis completo de una muestra de amina incluye ácidos orgánicos,

ácidos inorgánicos, análisis de MEA libre (activa), sales termoestables (HSS),

contenido de sólidos, CO2, H2S, hidrocarburos, espuma, amoníaco, HEED y

HEEU como compuestos de degradación, nitrógeno total e incluso contenido de

agua y de silicona. Sin embargo, no siempre el análisis “completo” que se le

realiza a la amina alcanza un 100 %, y es que una cantidad de la fracción no

recuperada puede ser otros compuestos de degradación de la amina que se

desconocen y otros contaminantes no comunes, es por esta razón que los

balances de masa de la amina difícilmente cierran exitosamente. [22]

53


III. 8. Acciones operacionales que causan pérdida de amina en plantas similares

A continuación se enumera algunas causas encontradas posteriores a la

investigación que produjeron pérdida de amina [3]:

1. Trabajos de limpieza mal hechos en una unidad produjeron pérdidas de US

$ 120000 durante las primeras seis semanas. Esa cantidad debería ser

suficiente para trabajar durante los primeros seis años de operación.

2. Un millón de libras del producto se perdieron en una planta debido a que

los bajantes del absorbedor eran muy pequeños para conducir la amina

pobre que llegaba al tope de la columna y desde luego esta era arrastrada

y salía por el tope.

3. La boquilla para la entrada de líquido estaba dirigida hacia arriba en vez de

ser hacia abajo.

4. Absorbedor sin extractor de niebla debido a que lo dejaron afuera en el

proceso de instalación.

5. La línea para drenar la amina, en el separador ubicado a la salida del

absorbedor, fue conectada al sistema de desperdicios, con lo cual se

perdía la solución en lugar de recircularla nuevamente al sistema. [3]

54

CAPÍTULO IV, METODOLOGÍA

CAPÍTULO IV

METODOLOGÍA

Las técnicas empleadas en esta investigación son de tipo documental,

puesto que los datos de diseño básico de la unidad de FMAY-3 y el circuito que

comprende se recopilaron a partir de los Manuales Técnicos y de Operación de

cada unidad involucrada y sumarios de operación de la misma desde su

existencia, lo cual permitió la familiarización con el endulzamiento de gas e HC

líquidos y el conocimiento de las deficiencias que ha tenido por historia el circuito

FMAY-3.

Así mismo se visitó la planta para conocer la ubicación física de las

unidades de proceso, instrumentos de medición, válvulas, bombas, puntos de

inyección de antiespumante y se solicitó la colocación de toma muestras en las

líneas de tope de cada depuradora de H2S. Conjuntamente con planos Isométrico

y P&ID se evaluó toda la red de tubería del circuito FMAY-3 para el posterior

análisis del inventario de solución de MEA; esto significó calcular el volumen

ocupado por el solvente en cada una de las torres, tambores, intercambiadores de

calor y tramo de línea por donde circula el solvente.

55

CAPÍTULO IV, METODOLOGÍA

Se solicitó al personal de Operaciones la toma de muestras de las corrientes

de alimentación y salida de cada depuradora de H2S para ser evaluadas y

representadas por una simulación en PRO/II, previamente validada a las

condiciones de diseño. Con la simulación de cada una de las depuradoras se

evaluó el consumo teórico de MEA y el consumo teórico de agua a las

condiciones de operación actual, donde se compara con valores típicos de

consumo de MEA en plantas similares (recomendación de EXXON). El consumo

real de MEA en cada depuradora de H2S fue realizado en campo y comparado

respecto a valores típicos y teóricos y así poder constatar desviaciones en alguna

unidad.

La prueba en campo del consumo real de MEA, es un método aplicado en la

Petroquímica del Tablazo, PEQUIVEN, recomendado por el Licenciante de la

Planta de Amoníaco. La prueba consiste básicamente en hacer burbujear en dos

(2) lavadores de gas conectados en serie parte de la corriente de tope de cada

depuradora en una solución de H2SO4. La MEA que va en el gas y que tiene

contacto con la solución de H2SO4 es absorbida por éste y analizada en el

laboratorio por una titulación en retroceso con una solución de NaOH. El flujo de

gas que atraviesa los lavadores de gas es medido con un rotámetro situado aguas

abajo y corregido a las condiciones reales del gas o del HC líquido vaporizado

debido a la expansión. En el Apéndice D se muestra el procedimiento con mayor

detalle.

Para evaluar las pérdidas de MEA por degradación en el circuito FMAY-3, se

realizó un análisis del perfil de concentración de la MEA durante un lapso de

tiempo. Sin embargo, un análisis mas detallado de la degradación de la MEA fue

realizado por la empresa de servicios IPS, ya que el laboratorio de la refinería no

posee la capacidad técnica para realizarlo. Este análisis se realizó 40 días

después que la planta FMAY-3 entrara en operación posterior a la parada por

mantenimiento. Para conocer los análisis rutinarios aplicados a la MEA en el

laboratorio de la refinería se cumplió con una jornada de trabajo durante un mes

en la Sección de Analítica II y así poder cuestionar la precisión de los métodos

aplicados.

56

CAPÍTULO V, RESULTADOS

CAPÍTULO V

RESULTADOS

V. 1. Elaboración de un P&ID simple del circuito FMAY-3

Uno de los objetivos específicos de esta investigación es la elaboración de

un Diagrama de Flujo del Circuito FMAY-3 que puede ser revisado en la figura II.1

y un P&ID simplificado (figura V.1) del mismo, con la intención de dar a conocer

las unidades involucradas y la naturaleza del proceso de cada una de ellas, con

las siglas correspondientes de los medidores de flujo, medidores de nivel,

medidores de diferencial de presión, válvulas de control de presión, medidores de

temperaturas etc, con la señalización correspondiente de acuerdo a las normas

ISA. El P&ID y el PFD original del proceso de FMAY-3 que se encuentra en el

Manual Técnico, no incluye las cinco (5) depuradoras a la cual distribuye MEA

pobre; el diseño original del plano PFD y P&ID es truncado en el límite de batería

de FMAY-3, siendo de vital importancia el conocimiento global del proceso para

quien custodia el inventario de la MEA (Cónsola 3) y así poder detectar sí los

desniveles inesperados en el tanque de almacenamiento de solución de MEA TK-

2801, incurren en una desviación de una de las variable de proceso

pertenecientes a las depuradoras de H2S del circuito FMAY-3.

57


Figura V.1. Diagrama P&ID simplificado del Circuito FMAY-3

58


V. 2. Inventario total de solvente en el circuito FMAY-3

El cálculo del inventario total de solución de MEA circulante en el circuito

FMAY-3 es de suma importancia, ya que no es conveniente calcular el inventario

a partir de un balance de masa en MEA una vez que se adiciona MEA fresca al

sistema (99, 5 % peso) ya que los análisis de laboratorio (% peso MEA) antes y

después de la adición de los tambores de MEA fresca al tanque TK-2801 no son

lo suficientemente precisos para estimar un buen valor por la sensibilidad de la

expresión matemática a cualquier valor de % MEA. Por lo tanto es conveniente

tener una base del inventario del solvente y así recalcular el % MEA una vez que

se agrega MEA fresca al tanque TK-2801 y compararlo con el reportado por el

Laboratorio y así analizar sí se está dentro de la incertidumbre del método

aplicado en el % MEA (+/- 0,2%), o sí parte de la MEA fresca adicionada al

sistema se convierte en otra cosa que no necesariamente tiene que ser sal

termoestable.

En el Apéndice A se muestra todo lo referente a planos isométricos del área

recorrida por la solución de MEA pobre y MEA rica de todo el circuito FMAY-3

necesarios para el cálculo del volumen de cada tramo de tubería. Sólo una tramo

de tubería entre el límite de batería del CRAY y FMAY-3 no se encontró en los

archivos del Departamento de Inspección, pero dicha longitud fue muy bien

estimada ya que la tubería tiene trayectoria lineal.

El volumen ocupado por la solución de MEA en los diferentes equipos de

procesos se calculó considerando las dimensiones de cada una de las torres al

nivel actual de la interfase líquido-líquido o líquido-gas. El rango de medida del

medidor de nivel de la interfase se consiguió en los planos mecánicos de las

torres del Apéndice B. En la parte baja de la interfase de las depuradoras líquido-

líquido coexiste una fracción ocupada por los empaques, por la solución de MEA y

por las gotas de HC líquido que ascienden por la torre. De tal manera, la torre T-

9306 que tiene tres lechos de empaque desordenado de marca Koch-Glitsch de

10 ft (Apéndice B) posee una fracción vacía de 0,98; y en el caso de las otras

depuradoras líquido-líquido la T-2003 y T-2604 que tienen 16 platos tipo “Sieve”

(Apéndice B), éstos internos no ocupan un volumen significante respecto al

59


volumen de la torre en general. La tabla V.1 presenta la fracción de volumen

ocupada por la solución de MEA rica en cada una de las depuradoras líquido-

líquido, a un flujo de HC líquido típico de las condicione actuales de operación y

un tiempo de residencia conservador de 30 min. [11]

Tabla V. 1. Fracción volumen de solución de MEA

ocupada en las depuradoras L-L.

Unidad T-9306 T-2003 T-2604 Flujo (KB/d) 2 7,6 19,6 D - torre (ft) 5,5 8 12

Área-torre (ft2) 3,14 45,36 301,72 L - torre (ft) 53 43 43

Tiempo residencia (min) 30 30 30

Velocidad de HC (ft/min) 1,77 1,43 1,43

Área flujo HC (ft2) 4,41 20,67 53,32 Área flujo - MEA (ft2) 19,34 29,59 59,78 Fracción vol. MEA 0,81 0,59 0,53

La tabla V.2, reporta los volúmenes de solución de MEA cada uno de los

equipos que forman parte del circuito FMAY-3, excluyendo al tanque de

almacenamiento TK-2801 donde 1 ft de altura equivale a 161,7 bbl de solución de

MEA pobre. Las dimensiones de los intercambiadores de calor E-2801, E-2806,

E-2803 A&B y del “reclaimer” E-2805 (60% vol. MEA, el resto de solución es

NaoH) se obtienen de la hojas TEMA; los filtros FIL-2801 (filtro de hojas) y FIL-

2802 de la data sheet correspondiente. El filtro FIL-2802 posee un lecho de

carbón activado de 10 ft de profundidad y una fracción vacía típica de 0,9. La red

de tubería comprende la sumatoria del volumen de cada tramo de línea de

proceso y el volumen del líquido contenido en el “reclaimer” E-2805 y D-2801 se

calcula a partir de una expresión empírica para el cálculo de volumen en

tambores/separadores. [23] Para mayor detalle del cálculo del volumen total de

solución de MEA ver Apéndice C.

60


Tabla V.2. Inventario de solución de MEA en el circuito FMAY-3

MEA POBRE MEA RICA Equipo Nivel (%) bbL % Equipo Nivel (%) bbL % T-2802 50 32,1 5,1 T-2604 30 486,1 34,6 E-2805 85 40,8 6,5 T-9305 50 8,6 0,6

E-2803A&B - 35,2 5,6 T-9306 40 154,4 11 E-2801 - 14,8 2,3 T-2303 30 12,9 0,9 E-2802 - 42,8 6,8 T-2003 18 182 13

FIL-2801 - 14,2 2,2 T-2801 30 12,7 0,9 FIL-2802 - 102,8 16,3 D-2801 30 312 22,2 E-2806 - 14,3 2,3 E-2801 - 9,3 0,7 Red de tubería - 335,4 53 Red de

tubería - 226,9 16,1

Total - 632,5 100 Total - 1404,9 -

De tal manera, que el inventario de solución de MEA que circula en circuito

cerrado en FMAY-3 equivale a 2037,3 bbl (MEA pobre y MEA rica), y si a esto se

le adiciona el volumen de solución de MEA pobre almacenado en el tanque de

almacenamiento TK-2801 a una altura H, con un diámetro interno de 34 ft (161,7

bbl/ft de altura), el volumen de inventario del solvente estaría gobernada por la

siguiente expresión que además incluye 3 ft de altura desde el fondo del tanque

TK-2801 donde se encuentra el cero del instrumento indicador de nivel L809,

equivalentes a 485,1 bbl.

MEA total = 161,7xH+2522,4;

Donde:

H: es la altura de MEA en ft, del tanque de almacenamiento TK-2801.

La expresión puede ser utilizada para calcular el inventario actual de

solución de MEA a una altura H del tanque TK-2801, con una altura de nivel en

cada depuradora y tambor como se reseña en la tabla V.2. De cada 10 % de

variación del nivel tiene una influencia en las depuradoras de la siguiente manera:

4 bbl en la torre T-2604, 2 bbl en la T-9305, 1 bbl en la T-9306, 2 bbl en la T-2303,

2 bbl en la T-2003, 1 bbl en la T-2801, 3 bbl en la T-2802 y en el caso del tambor

D-2801 8 bbl, dentro de un pequeño rango (15 % máx.) ya que en este caso la

relación no es lineal en el rango de 0-100 %.

61


V. 3. Simulación de las depuradoras de H2S del circuito FMAY-3

La simulación de todas las depuradoras de H2S del circuito FMAY-3 se

ejecutan en PRO/II de Simulation Science con el modelo termodinámico de

“Amine”, recomendado para este tipo de procesos. La simulación de cada unidad

se valida a las condiciones de diseño y luego se ejecuta la simulación a

condiciones de operación actual. Es común que estas unidades depuradoras con

aminas operen con 3-5 etapas teóricas y la regeneradora con 9-12 etapas

teóricas, de acuerdo a la referencia en el Apéndice B, sin embargo, en este caso

en particular el n° de etapas teóricas se puede obtener de la hoja de

especificación de cada torre haciendo uso del HETP y la longitud del lecho

empacado o del resumen de los datos hidráulicos (Apéndice B). De acuerdo a los

datos obtenidos en el Apéndice B la torre T-2303 opera con 4 etapas teóricas, la

torre T-9305 opera con 5 etapas teóricas, la torre T-2801 opera con 6 etapas

teóricas, la torre T-9306 con 5 etapas teóricas, la torre T-2802 con 11 etapas

teóricas, la torre T-2003 y T-2604 con 4 etapas teóricas respectivamente.

Ahora bien, con la simulación de cada depuradora se constata en términos

generales que la eficiencia en la remoción de gases ácidos es afectada

principalmente por la concentración de MEA en la solución pobre, temperatura de

la misma y la presión del sistema.

Las tablas V.3, V.4, V.5, V.6, V.7, V.8 y la tabla V.9 muestra las desviaciones

de diseño y operación actual en planta respecto a la simulación en PRO/II,

encontrándose marcadas diferencias en la temperatura de la MEA rica de las

depuradoras líquido-gas (T-2303, T-9305 y T-2801). La razón es que ninguna de

estas depuradoras esta aislada y la pérdida de calor hacia el entorno no se

consideran en la simulación, puesto que es una variante directa del clima.

La simulación de las depuradoras líquido-gas (T-2303, T-9305 y T-2801)

representa de manera precisa (igual que la figura III.1) el consumo de MEA

vaporizada y los índices de H2S en las corrientes de gas de tope a condiciones de

diseño, aunque los valores de H2S del gas dulce en la realidad pueden alcanzar

fácilmente 1 ppmmol con una amina tan reactiva como la MEA. Los valores de

consumo de MEA por diseño son recomendaciones de EXXON derivada de la

62


data de plantas similares (Apéndice D), y en el caso del consumo de MEA por

solubilidad en las depuradoras líquido-líquido (T-2003, T-9306 y T-2604) la

simulación en PRO/II no refleja la realidad del sistema con el modelo

termodinámico de “Amines” y tampoco con el de “UNIFAC” recomendado por la

literatura [5], puesto que resulta en valores por encima de 400 ppmmol MEA,

debido a la desviación de la idealidad entre las fases líquidas. Dicho esto, la

simulación en PRO/II no es la mejor opción para los estimar solubilidad de la MEA

en HC líquidos, sin embargo, las figuras III.2/III.3 (solubilidad MEA en C3 y C4) son

realizadas en Aspen Plus® pero este software es inexistente en el CRP. Los

reportes de simulación de diseño dados por el fabricante se muestran en el

Apéndice B y los de diseño validada en PRO/II en el Apéndice F, mientras que

los reportes de la operación actual se muestran en el Apéndice E.

Tabla V.3. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-G T-2303 de FKAY.

Diseño Actual Variable de Proceso

Real PRO/II Desviación (%) Planta PRO/II Desviación (%)

T MEA pobre (°F) 120,0 120,0 - 119,0 119,0 -

T MEA rica (°F) 129,7 138,2 6,6 149,7 156,3 4,4

T gas Alim (°F) 110,0 110,0 - 109 109 -

T gas tope (°F) 120,0 122,0 1,7 129,7 130,5 0,6

Flujo gas Alim. (MMSCF/d) 52,3 - - 45,18 45,18 -

Flujo de MEA pobre (KB/d) 14,7 14,7 - 12,85 12,85 -

% mol H2S gas alim. 3,0 3,0 - 5,3 5,3 - ppmmol H2S gas tratado 67,0 69,0 3,0 203 208 -2,5 mol gas ácido/mol MEA 0,30 0,30 - 0,28 0,56 -50 ppmmol MEA en gas tratado 17,8 18,5 3,9 ND ND -

Tabla V.4. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-G T-9305 de CRAY.


Real PRO/II Desviación

(%) Planta PRO/II Desviación

(%)

T MEA pobre (°F) 120,0 120,0 - 117,6 117,6 -

T MEA rica (°F) 133,0 144,2 8,4 146,2 168,8 15,5

T gas Alim (°F) 110,0 110,0 - 95,7 95,7 -

T gas tope (°F) 120,0 120,0 0,0 116,5 117,8 1,1

Flujo gas tope (MMSCF/d) 8,6 8,6 - 8,77 8,77 -

Flujo de MEA pobre (KB/d) 9,4 9,4 - 7,01 7,01 - % mol H2S gas alim. 10,6 10,6 - 18 18 -

ppmmol H2S gas tratado 51,0 51,0 0,0 traza 59 -

mol gas ácido/mol MEA 0,31 0,30 - 0,35 0,78 -55,1

ppmmol MEA en gas tratado 14,1 13,6 -3,5 ND ND -

63


Tabla V. 5. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-G T-2801 de FMAY-3.


Real PRO/II Desviación (%) Planta PRO/II Desviación (%)T MEA pobre (°F) 120,0 120,0 - 120,4 120,4 - T MEA rica (°F) 154,0 153,7 -0,2 136,5 144,6 5,9 T gas Alim (°F) 110,0 110,0 - 90,6 90,6 - T gas tope (°F) 120,0 120,3 0,2 119,8 120,6 0,7 Flujo gas tope (MMSCF/d) 21,0 21,0 - 14,96 14,96 -

Flujo de MEA pobre (KB/d) 8,8 8,8 - 5,79 5,79 - % mol H2S gas alim. 4,5 4,5 - 2,2 2,2 - ppmmol H2S gas tratado ND 37,0 - traza 38 - mol gas ácido/mol MEA 0,45 0,45 - 0,4 0,4 - ppmmol MEA en gas

tratado 23,1 22,6 -2,2 ND ND -

Tabla V. 6. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-L T-9306 de CRAY.

Diseño Actual Variable de Proceso Real PRO/II Desviación (%) Planta PRO/II Desviación (%)

T MEA pobre (°F) 120,0 120,0 - 117,6 117,6 - T MEA rica (°F) 128,9 124,3 -3,6 107,8 110,3 2,3 T LPG Alim (°F) 103,0 103,0 - 105,8 105,8 - T LPG tope (°F) 120,0 120,0 0,0 109,2 117,1 7,2

Flujo LPG tope (KB/d) 2,0 2,0 - 1,88 1,88 -

Flujo MEA pobre (KB/d) 2,3 2,3 - 1,1 1,1 - % mol/ppmmol H2S LPG Alim. 4,4 4,4 - 426 426 -

ppmmol H2S LPG tratado 13,0 14,4 10,8 0,2 18 98,9

mol H2S/mol MEA 0,16 0,16 - 0,1 0,1 0,0 ppmmol MEA, en HC tratado 165 6 -96,4 ND ND -

Tabla V. 7. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-L T-2604 de DCAY.



(%) Planta PRO/II Desviación (%)

T MEA pobre (°F) 120 120 - 120 120 - T MEA rica (°F) 137,6 135,5 -1,5 94,5 95,0 0,5 T Olef. Alim (°F) 137,8 137,8 - 82,4 82,4 - T Olef. tope (°F) 120 122,7 2,3 116,5 115,8 -0,6 Flujo Olef. tope (KB/d) 23,7 23,7 - 18,42 18,42 - Flujo MEA pobre (KB/d) 12,1 12,1 - 9,16 9,16 - ppmmol H2S olef. Alim. 6563 6563 - 1719 1719 -

ppmmol H2S Olef. tratado 5,5 8,9 61,8 140 24,0 -82,9

mol H2S/mol MEA 0,13 0,13 - 0,1 0,1 -

ppmmol MEA, en HC tratado 170,0 6,7 -96,1 ND ND -

64


Tabla V. 8. Comparación de datos reales y de simulación de la torre L-L T-2003 de GLAY.




(%)

T MEA pobre (°F) 120,0 120,0 - 119,8 119,8 - T MEA rica (°F) 131,4 129,6 -1,4 95 93,1 -2,0 T LPG Alim (°F) 117,0 117,0 - 82,2 82,2 - T LPG tope (°F) 120,2 123,4 2,7 118,7 114,8 -3,3

Flujo LPG tope (KB/d) 12,1 12,1 - 4,95 4,95 -

Flujo MEA pobre (KB/d) 3,5 3,5 - 2,22 2,22 -

% mol/ppmmol H2S LPG Alim. 2,3 2,3 - 499 499 -

ppmmol H2S LPG tratado 5,8 6,5 12,1 traza 18 -

mol H2S/mol MEA 0,32 0,32 - 0,1 0,1 0,0

ppmmol MEA, en HC tratado 163 7 -95,7 ND ND -

Tabla V. 9. Comparación de datos reales y de simulación de la regeneradora T-2802 de FMAY-3.




(%) T MEA rica (°F) 203 203 - 194,4 194,4 - T MEA pobre (°F) 260 262,3 0,9 246,1 247,5 -0,6 T tope (°F) 232 210,5 - 210,5 210,5 - T gas ácido (°F) 110 110 - 97,7 97,7 -

Presión de tope (psig) 12 12 - 12,5 12,5 - Reflujo (bbl/d) total total - 605 650 -7,4 ∆P (psi) 5 5 - 0,14 0,14 -

Flujo MEA rica (KB/d) 41,2 41,2 - 33,658 40,079 -19,1 % peso MEA 18,95 18,95 - 17,12 17,12 -

% peso CO2 1,56 1,56 - 0,62 0,62 -

% peso H2S 3,00 2,99 - 2,41 2,41 -

Flujo MEA pobre (KB/d) 38,9 39,4 1,2 39,152 39,152 -

% peso MEA 19,84 19,67 -0,9 17,37 17,44 -0,4

% peso CO2 0,64 0,86 34,4 0,33 0,51 -54,5

% peso H2S 0,22 0,22 0,0 0,79 0,72 8,9

Flujo gas ácido (MMSCF/d) 5,5 5,7 3,6 3,74 2,89 22,7

% peso H2S 85,19 83,22 - ND 91,59 -

% peso CO2 11,95 14,09 - ND 6,68 -

% peso H2O 2,84 2,68 - ND 1,72 - ppb, mol MEA - 3 - ND 951 -

65


La tabla V. 3 muestra las condiciones reales de operación y de simulación de

la depuradora L-G T-2303 (ver reporte en Apéndice E) y con una presión de tope

de 155 psia las desviaciones encontradas son menores a 5%, un margen de error

aceptable. Sí la torre operase en condiciones óptimas la temperatura de tope

debería de estar cercana a la temperatura de la solución de MEA pobre (120 °F),

y la especificación del gas tratado debería de ser menor a 100 ppmmol H2S, y así

cumplir con la especificación de un gas combustible. En condiciones normales de

operación la mayor parte de la reacción H2S-MEA se lleva a cabo en la parte baja

del absorbedor, pero este perfil puede cambiar por déficit de MEA pobre (figura

V.2) o por altos niveles de contaminantes presentes en el solvente que hacen que

la MEA pierda su poder reactivo con el gas ácido, provocando que la reacción

entre MEA y H2S se prolongue mas allá de la altura media de la torre.

Figura V.2. Perfil de temperatura característico de un Absorbedor L-G. [11]

Sin embargo, la temperatura de tope de la torre T-2303 no siempre se ha

encontrado cercana a los 130 °F, durante la parada mayor de Conversión Media

la torre T-2303 se alimentó de MEA pobre de FMAY-1/2, y la temperatura media

del gas de tope fue de 122 °F. La razón de la misma era visible en el solvente, ya

66


que la solución era amarilla cristalina, mientras que la carga de contaminantes

presentes en la solución de MEA de FMAY-3 le dan una apariencia rojiza y esto

indiscutiblemente repercute en la cinética de reacción H2S-MEA, en especial en

esta torre donde entra la mayor cantidad de contaminantes. La consecuencia de

la alta temperatura en el gas de tope repercute en el consumo de agua y MEA

vaporizada, la cual puede incrementarse un 25 % más el consumo de agua

respecto a las condiciones de diseño.

En el Apéndice E, se reporta la composición molar típica de las corrientes

que entran y salen de la torre T-2303, con una carga ácida de 5,3 % mol H2S en el

gas de alimentación (diseño 3,2 % mol H2S) y con una composición de MEA

pobre en 17,36 % peso. Nótese en la tabla V.3 en la condición actual, el mol

H2S/mol MEA de la corriente de MEA rica se ubica en 0,56; muy por encima de

0,35 que es el límite permitido por la metalurgia de la torre. El personal que

controla la operación de la T-2303 no puede darse cuenta de los sucedido, ya que

los análisis de MEA rica reportados por el laboratorio (semanalmente) no reflejan

la realidad operacional, porque cuando se realiza la toma en campo de la

corriente de MEA rica en el fondo de la torre gran parte del H2S que se encuentra

en la solución (el que está soluble por la presión del sistema) se desprende hacia

el entorno y en el laboratorio sólo se analiza el H2S que está en solución formando

una sal estable con la MEA. De tal manera, que esto hace suponer al Supervisor

de Control de Procesos que su operación está bien, pero mantener los niveles del

mol H2S/mol MEA muy por encima del límite permitido genera una gran corrosión

en la línea aguas abajo de la torre T-2303 y en el sistema en general, que a la

larga genera entre algunos problemas taponamiento en los lechos de los

absorbedores L-G, limitando la capacidad de procesamiento de gas.

La tabla V.4 muestra las condiciones reales de operación y de simulación de

la depuradora L-G T-9305 con una presión de tope de 182,7 psia, donde se

obtienen desviaciones en la temperatura de fondo, ppmmol H2S en el gas tratado

y en el mol H2S/mol MEA. El reporte de simulación en el Apéndice E muestra la

composición molar típica actual de las corrientes que entran y salen de la torre T-

9305, y la mezcla L-V que entra al tambor D-9308 con una carga ácida de 18 %

mol H2S (diseño 10,6 % mol H2S) y una composición de MEA pobre en 17,71 %

67


peso. Nótese que la relación de mol H2S/mol MEA en la corriente de MEA rica se

ubica en 0,78; muy por encima de 0,35 que es el límite permitido por la metalurgia

de esta torre, y la razón es la misma que en el anterior caso de discusión de la

torre T-2303. Aunque la MEA tiene la capacidad de reaccionar hasta 3 veces más

de lo permitido, esto no se desea porque genera graves problemas de corrosión

en la línea [3].

En la torre T-9305, es difícil optar por aumentar el flujo de MEA pobre, ya

que la torre se encuentra limitada hidráulicamente en 7 KB/d de MEA pobre (7000

bbl/d a cond. Estándar) y 10,14 MMSCF/d de gas tratado (con inyección de

antiespumante), ya que por encima de este valor puede inundarse la torre si el

diferencial de presión es mayor a 1,2 psig. [15]. El límite de diferencial de presión

de 1,2 psig se ha alcanzado en ocasiones, incluso por debajo de la carga de flujo

máx. (10,14 MMSCF/d) debido a la formación de espuma (presencia de HC

líquidos) o taponamiento de los lechos por mantener la solución de MEA con alta

carga de sólidos. La consecuencia de este evento, es la pérdida de MEA por

arrastre, sin embargo la torre posee un dispositivo de control de recorte de MEA

pobre cuando sucede el evento, para prevenir el arrastre.

Debido al arrastre de MEA en la torre T-9305, en trabajos anteriores, se

realizó una simulación de la hidráulica en el software para empaques Koch-

Glitsch, donde se concluye que dicha torre a las condiciones actuales de

operación el factor de inundación es mayor al recomendado por las prácticas de

diseño de EXXON (60 %) para servicios de aminas, y para torres con diámetros

de 3-4 ft recomienda el uso de empaque de 2 inch versus el actual de 1,5 inch.

(Ver Apéndice B). Cambios a realizarse en la parada mayor del CRAY este año.

La tabla V.5 muestra las condiciones reales de operación y de simulación de

la depuradora L-G T-2801 con una presión de tope de 114,7 psia, donde se

obtienen desviaciones en los ppmmol H2S en el gas tratado y la temperatura de

fondo. En el Apéndice E se muestra la composición molar típica actual de las

corrientes que entran y salen de la torre T-2801, y la mezcla L-V que entra al

tambor Knockout (separador L-G), con una carga ácida de 2,2 % mol H2S en el

gas de alimentación (diseño 4,5 % mol H2S) y con una composición de MEA

pobre en 17,62 % peso. Nótese que el mol H2S/mol MEA en la corriente de MEA

68


rica se ubica en 0,2; igual que el mol CO2/mol MEA, es decir que se tiene 0,4 mol

gas ácido/mol MEA, un valor un poco por encima del límite permitido de 0,35 mol

H2S/mol MEA. Los niveles de H2S en el gas de alimentación de la torre T-2801

han sido bajos desde hace 4 años ya que el VGO (gasóleo de vacío) que alimenta

a DCAY tiene bajos índices de azufre.

Ocasionalmente la torre T-2801 se limita hidráulicamente por la presencia de

HC pesado proveniente de la torre T-2603 de DCAY (absorbedor de C3+, ubicado

aguas arriba), provocando la formación de espuma y el sucesivo arrastre de MEA

hacia el SGR (sistema de gas de refinería) a pesar de una inyección continua de

antiespumante base silicona. Esta torre T-2801 no posee un dispositivo de control

para evitar el arrastre de MEA, sólo se cuenta con el instrumento que mide el

diferencial de presión en la torre pero éste constantemente se contamina de HC

líquido, por lo que dificulta el monitoreo de la formación de espuma en dicha torre.

La tabla V.6, V.7 y V.8 muestra las condiciones reales de operación y de

simulación de las depuradoras L-L T-9306, T-2604 y T-2003 (ver reporte en

Apéndice E). La T-9306 es una depuradora de LPG que opera a una presión de

tope de 264,7 psia, la T-2604 es una depuradora de olefinas a 319 psia de

presión en el tope y la T-2003 es una depuradora de LPG que opera a 312 psia.

Las desviaciones de la operación real respecto a la simulación en todas las

depuradoras L-L, esta principalmente en el índice de H2S de la corriente de HC

tratado, viéndose seriamente afectada por las condiciones higiénicas (carga de

contaminantes) de la solución de MEA pobre que afecta directamente la eficiencia

en la remoción de H2S tal como sucede en la torre T-2604 de DCAY (ver tabla V.

7), a pesar de tener un exceso de MEA pobre que alimenta a la depuradora. A

diferencia de las depuradoras L-G, éstas torres tienen exceso de MEA que las

alimenta, ya que los índices de H2S en el HC líquido que alimenta a cada torre

está por debajo del valor de diseño y la relación de mol H2S/mol MEA de la MEA

rica se encuentra muy bajo (ver tabla V.6, V.7 y V.8). El perfil térmico de las torre

L-L del circuito FMAY-3 corresponde con una simple transferencia de calor entre

las corrientes que se alimentan, ya que no hay generación de calor por reacción,

debido a la baja carga ácida en el HC que se alimenta. La mejor transferencia se

69


da en la depuradora T-9306 (ver tabla V.6) que posee lechos empacados, a

diferencia de las otras depuradoras que tienen platos tipo “Sieve”.

La tabla V.9, reporta las condiciones reales de operación, las reportadas por

la simulación (ver Apéndice E) y la desviación encontrada, a una presión de tope

de 27,2 psia y 11 etapas de equilibrio (Apéndice B). La simulación tiene como

datos de entrada principalmente el flujo de MEA pobre, la composición en peso de

la MEA pobre, la MEA rica y las diferentes variables que no tienen desviación

alguna en la tabla V.9. De acuerdo a los resultados obtenidos en la tabla V.9,

existe una desviación marcada con respecto al flujo de MEA rica que entra a la

torre regeneradora ya que el valor real en sala de control proviene de un

calculador que suma los diferentes flujos de MEA rica de las depuradoras del

circuito FMAY-3, la fracción que se recircula dentro del complejo FMAY-3 que va

a los filtros (7 KB/d) no es considerada en este calculador-sumador. Otra

desviación existente está en el flujo de gas de cola debido a la liberación de gas

ácido cuando se realiza la toma de la muestra de MEA rica que alimenta al

regenerador, por la misma razón expuesta en casos anteriores. De tal manera

que la composición en peso de la corriente que entra a la torre regeneradora no

es 100 % confiable. Respecto a la discrepancia en la composición de CO2, el

método analítico aplicado en el Laboratorio de la refinería debe ser revisado y

optimizado ya que no cumple las condiciones mínimas para realizar un buen

análisis de dióxido de carbono en MEA rica/pobre.

Los análisis del gas de cola fueron eliminados desde el año 1998 por

razones de seguridad industrial, pero el consumo de MEA por vaporización en el

gas de cola de la regeneradora T-2802 son despreciables (ver tabla V.9), al igual

que en el gas de venteo del tambor D-2801.

En el fondo del regenerador se obtiene un MEA pobre con relación molar de

mol gas ácido (H2S+CO2)/mol MEA de 0,1; un valor máximo aceptable

operacionalmente. Sin embargo, la regeneradora no siempre se encuentra estable

en su proceso ya que eventualmente es afectada por el descontrol de la interfase

en la depuradora L-L T-2003; ésta torre despacha en un pequeño intervalo de

tiempo altos flujos de MEA rica hacia el tambor D-2801 y luego a la regeneradora

70


T-2802, provocando que el despojamiento del gas ácido de la MEA rica no se

logra exitosamente por perturbaciones en la dinámica del proceso.

De acuerdo a la literatura leída, actualmente existe un modelo termodinámico

que representa mejor los procesos de absorción utilizando aminas, TSWEET

patentado por Bryan Research & Engineering. A diferencia de PRO/II, el

simulador ProMax® y Aspen Plus® tienen el modelo termodinámico TSWEET

basado en el modelo de Kent-Eisenberg, sin embargo, para el uso del mismo en

Aspen Plus® se requiere de una licencia de TSWEET/PROSIM (Bryan Research

& Engineering, Inc.) y la interfase Aspen/TSWEET. El modelo termodinámico

TSWEET es ampliamente utilizado a nivel mundial para el diseño y optimización

de depuradoras L-G y L-L que trabajan con aminas para la remoción de H2S y

CO2.

V. 4. Pérdidas de solución de MEA no cuantificables

Estas pérdidas de solvente forman parte de la deficiencia operacional y de

un control de proceso precario que provoca eventuales pérdidas irrecuperables.

• Paradas de planta no programadas.

• Descontrol del nivel en la interfase de la depuradora L-L T-2003

provocando que la MEA pase al tambor separador L-L, D-2005 de lavado

con cáustico, contaminando el cáustico del mismo y produciendo un

propano fuera de especificación.

• Oscilaciones de la válvula de control de presión de la torre T-2004,

provocando inestabilidad en la presión de la torre depuradora L-L T-2003;

esta acción provoca la formación de burbujas y hace pasar MEA al tambor

D-2005.

• Cambios bruscos por descontrol en el flujo de la MEA rica de la torre

depuradora L-L, T-2003, provoca el rebose de la MEA hacia el lado

hidrocarburo del tambor D-2801. En ocasiones ésta MEA rica se recupera,

pero no es una buena práctica ya que junto con la MEA rica entra

hidrocarburo al sistema.

71


• Pase de MEA rica desde el fondo de la torre depuradora L-G, T-2801, al

tambor knockout (separador L-G) por cambios bruscos en el flujo de MEA

pobre que ingresa a la torre. Estas pérdidas de MEA no son cuantiosas.

• Pérdidas de solución de MEA por severa formación de espuma en la torre

T-2801, debido a la presencia de hidrocarburos pesado proveniente de la

torre T-2603 de DCAY.

• Pérdidas de solución de MEA por eventual formación de espuma en la torre

T-9305, debido a altos flujos (> 10,14 MMSCF/d de gas tratado) o por

presencia de hidrocarburos líquidos en el sistema.

V. 5. Consumo de agua y MEA en las depuradoras de H2S

La tabla V.10, presenta el consumo de agua estimadas por simulación

(Apéndice F), necesario para calcular el consumo del solvente (agua y MEA) y

así justificar el desnivel en el tanque TK-2801. La tabla V.11 presenta el consumo

de MEA de acuerdo a las pruebas realizadas en campo, con flujos de gas e HC

líquidos promedios en la operación actual del circuito FMAY-3. La tabla V.11

también muestra el consumo de MEA que se debería tener por diseño (data de

plantas similares recomendadas por EXXON) y la desviación existente respecto al

consumo actual. Las composiciones de agua de las corrientes que alimenta a

cada una de las depuradoras de H2S se obtienen de los reportes de simulación de

diseño dados por el constructor (Apéndice B).

Tabla V. 10. Consumo de agua de las unidades del Circuito FMAY-3.

Consumo de agua Unidad Flujo gas-HC líquido (MMPCS/d-KB/d)

ppmmol entrada ppmmol salida lbmol/d

T-2303 45,0 8200 10300 174,9

T-9305 8,5 4500 8100 58,1

T-2801 16,0 6700 15400 357,4

T-9306 2,0 - 1281 8,9

T-2604 20,0 979 1893 70,3

T-2003 8,0 - 1037 30,4

T-2802 4,9 - 33000 395,0

Total - - - 1095,0

72


Tabla V. 11. Consumo de MEA de las unidades del Circuito FMAY-3.

El consumo de agua en el circuito FMAY-3 típico, en operación estable,

están estimadas en 1135 lbmol/d ó 58,3 bbl/d por experiencia operacional [11] y el

de MEA en 109 tambores/mes (4,76 bbl/d) por diseño [11]. Esto es equivalente a

un consumo de 63,06 bbl/d de solvente con 7,5% MEA, es decir, una pérdida de

nivel en el tanque de almacenamiento TK-2801 de 0,39 ft/d. Las diferencia

encontrada del consumo de agua entre lo simulado en y lo reportado por data

histórica es de 3,5 %, pero esta discrepancia puede ser mayor si cambian los

flujos de gas e hidrocarburos líquidos y las temperaturas de tope consideradas

que afectan el sistema de equilibrio L-V o L-L, además de una cantidad de agua

extra que puede entrar al sistema; mientras que en el caso del consumo de MEA

se encontró una diferencia de 5,1 % por encima del valor esperado de diseño. A

pesar de que el consumo actual de MEA no está muy alejado del esperado, existe

altos consumos de MEA en ciertas depuradoras líquido-gas, debido a:

En la depuradora T-2303 el consumo actual es 13 % más al valor

esperado por altas temperaturas en el gas de tope, debido a la carga

de contaminantes en la solución de MEA que afectan la cinética de

reacción del H2S-MEA.

En la depuradora T-2801 por pequeña formación de espuma, debido a

la presencia de contaminantes en la MEA e hidrocarburos líquidos en

el sistema detectados en el cristal de nivel de la MEA rica. La

condición de espuma en la torre T-2801, es mitigada con

antiespumante más no eliminada completamente.

73


Posiblemente las condiciones higiénicas de la MEA promueve la

formación de espuma en la torre T-9305, aunque la adición continua

de antiespumante la reduce, pero no la elimina.

De acuerdo a los resultados obtenidos de consumo de MEA en las

depuradoras líquido-líquido el método utilizado no es el más apropiado ya que se

dificulta el control de flujo en el experimento, a pesar de que el promedio resulte

cercano al esperado, pero la aleatoriedad de los mismos fue evidente. Un análisis

mas detallado de los resultados obtenidos puede ser revisado en el Apéndice D.

V. 6. Evaluación del inventario de MEA pura del circuito FMAY-3

Las pérdidas de MEA cuantificadas desde el tanque de almacenamiento TK-

2801 es una labor difícil ya que el perfil de nivel cambia constantemente por la

dinámica de proceso de cada una de las depuradoras que conforman el circuito

FMAY-3, además de contar con otras variables no medibles como la pérdida de

MEA por degradación o por formación de sales termoestables (HSS). Pero en

este caso en particular el perfil de nivel del tanque TK-2801 se encontró en

condiciones dinámicamente óptimas para extraer un buen modelo matemático

que represente el consumo de solvente (agua y MEA) del circuito FMAY-3. En el

lapso de tiempo en estudio se tomaron muestras de MEA pobre a diferentes horas

para analizar la MEA libre o activa en la solución, y este perfil también se modela.

La figura V.3 presenta el perfil del nivel del tanque de almacenamiento TK-

2801 en un lapso de tiempo de 48 h entre el 12 y 13 de marzo del 2007 con las

etiquetas correspondientes que señalan la concentración de MEA en la solución

pobre del sistema a ciertas horas de la jornada laboral, resultando en una relación

lineal la concentración de MEA libre respecto al tiempo, en el intervalo de tiempo

de 5-40h (ver figura V.4).

Más allá de las 40 h la concentración de MEA libre baja bruscamente, debido

a que el sistema es susceptible a la contaminación y degradación de la MEA por

componentes que entran al sistema repentinamente, sin embargo, parte de la

MEA degradada puede regenerarse paulatinamente en el “reclaimer”.

74


Figura V.3. Perfil de nivel del tanque de almacenamiento TK-2801.

Figura V.4. Perfil de concentración de MEA del circuito FMAY-3

La figura V. 5, reporta el inventario de la MEA pura del circuito FMAY-3 en el

intervalo lineal del perfil de concentración de MEA de la figura V.4; además

considerando que el volumen de solución de MEA en el sistema está gobernada

por:

MEA total = 161,7xH+2522,4; donde: MEA total [=] bbl y H [=] ft

75


Y la correlación matemática para establecer el perfil de nivel del tanque TK-2801

es:

H = -0,0156xt+3,3257; donde H [=] ft y t [=] h

Y la expresión matemática de la concentración de MEA en el intervalo lineal es:

CMEA = 0,0211xt+17,109; donde CMEA [=] % MEA peso y t [=] h

Entonces, finalmente el inventario de MEA pura en el sistema a un tiempo

cualquiera t, puede ser evaluado por:

Inventario MEA, bbl = (161,7xH+2522,4)x CMEA/100; donde H es función de t.

De acuerdo a la figura V.5, el inventario de MEA pura del circuito FMAY-3

aumenta, en vez de disminuir a una tasa esperada de 4,76 bbl/d (consumo típico).

Ahora bien, podemos considerar que parte de la MEA degradada y acumulada en

el sistema es regenerada por el “reclaimer” E-2805, y dicha recuperación en ese

intervalo de tiempo supera los consumos de MEA por vaporización y

solubilización en las diferentes depuradoras de H2S. Esto es totalmente cierto si

se analizan los consumos de MEA pura (99,5 % peso) del circuito FMAY-3 en la

tabla V.12, del primer trimestre del año con un recuperador de MEA (E-2805) que

entra en operación desde el 13 de febrero del 2007, y desde entonces ha tenido

un impacto positivo sobre el consumo de MEA, teniendo así en el mes de marzo

un consumo de 58 tambores; un valor que está casi 50 % por debajo del

esperado. Y es que, gran parte de la MEA degradada desde el arranque de

FMAY-3 (25 Noviembre del 2006) se queda entrampada en el sistema y en la

solución, y posteriormente es regenerada luego que entra en operación el

recuperador de MEA o “reclaimer” E-2805.

La tabla V.12 también muestra los costos operacionales de consumo de

MEA/mes, donde el promedio al final del primer trimestre del año 2007 se ubica

en un valor esperado debido a la regeneración de la MEA durante el mes de

76


febrero y marzo, a expensas de una MEA degradada principalmente durante el

mes de Diciembre del 2006, tal como se discute en la sección V.7.

Figura V.5. Evaluación del Inventario de MEA pura del Circuito FMAY-3.

Tabla V.12. Consumo de MEA en el primer trimestre 2007.

Mes Tambores MEA/mes MM Bs/mes Enero 125 85,0

Febrero 93 63,2 Marzo 58 39,4

Promedio/mes 92 62,5

Sin embargo, el mayor consumo de MEA registrado en el circuito FMAY-3 se

suscitó en el mes de Agosto del 2005 con un gasto de 220 tambores,

efectuándose una pérdida de 85 MM Bs por concepto de arrastre en la

depuradora T-2801 y formación de sales termoestables entre 3-6 % peso (ver

reporte de laboratorio en Apéndice B).

Por balance de materia es posible modelar la concentración de MEA si se

considera un consumo en el circuito FMAY-3 equivalente al máximo por diseño de

4,76 bbl MEA/d (109 tambores/mes) y 58,3 bbl/d de agua, de tal manera, que el

perfil de concentración de MEA (% peso MEA libre) siempre va en aumento

porque se consume a una menor tasa que el agua, y estaría gobernada por la

siguiente expresión, exenta de degradación y regeneración:

77


( )( )( ) 100

t63,06/242522,4Hio161,7t4,76/24Cio/1002522,4Hio161,7%MEA ×

×−+××−×+×

=

Donde:

Hio [=] ft, altura del nivel de MEA en el tanque TK-2801 a un tiempo inicial cero.

Cio [=] % peso o vol. MEA pobre, a un tiempo inicial de cero.

t [=] h, tiempo en horas > 0.

Pero en la realidad operacional no siempre el inventario de MEA del circuito

FMAY-3 se encuentra en aumento, ya que ésta puede verse influenciado por una

alta tasa de contaminantes que entran al sistema y la degrada, tal como se

muestra en la figura V.4.

V. 7. Evaluación de las pérdidas de MEA por degradación

Las pérdidas de MEA en un sistema típico de endulzamiento de gas no

alcanzan mas del 2 % del consumo total de MEA, y en otros puede ser

despreciable o nulo. En este caso en particular, donde se procesa gas de

conversión profunda con cargas de alimentación cada vez más pesadas y con

índices de H2S más altos, es natural que aumente la carga ácida del gas que se

procesa (ver tablas V.6 y V.7) y también la carga de contaminantes que degradan

la MEA (HRS, COS, CS2).

A 40 días después de arrancar el complejo FMAY-3 posterior a la parada

por mantenimiento, con todas las unidades operando excepto la torre T-2801 y el

“reclaimer” E-2805, la empresa de servicios IPS analizó la MEA pobre del sistema

FMAY-3 y los resultados del mismo se reporta en la tabla V.13.

La muestra fue tomada el 5 de enero del 2007 con un inventario de solución

de MEA de aproximadamente 2983 bbl. Si se realiza una evaluación de las

pérdidas de MEA por degradación durante los primeros 40 días de operación con

un recuperador de MEA (reclaimer E-2805) fuera de servicio, un equivalente de

1,88 % peso MEA se pierde en el sistema como sal termoestable y otros

componentes de degradación que no se identifican en su totalidad por el análisis

78


realizado (ver en tabla V.13 análisis de MEA total y MEA libre); ésta pérdida es

equivalente a 56 bbl de MEA pura ó 42,8 tambores en sólo 40 días de operación.

Esto aunado a una gran cantidad de sólidos proveniente de la degradación de la

MEA con algunos contaminantes, por ejemplo con COS [2], que queda

entrampado en el fondo de las torres, tanque de almacenamiento y en la interfase

de las depuradoras L-L que luego es arrastrada por la corriente de HC líquidos

que asciende por la torre e inevitablemente no es posible su posterior

regeneración en el “reclaimer” E-2805.

Tabla V.13. Reporte del análisis químico completo de la MEA pobre de FMAY-3

79


Ahora bien, esa gran cantidad de contaminantes que degradan la MEA

provienen del aire (contaminación con O2) que tiene contacto con la solución de

MEA en el tanque de almacenamiento TK-2801 (abierto a la atmósfera) y las

diferentes corrientes gaseosas que se procesan. La tabla V.14, muestra un

análisis de contaminantes de las corrientes de gas combustible que tienen

contacto con la MEA, con la intención de cuantificar la fuente de estos

componentes que entran al circuito FMAY-3. La torre T-2303 del FKAY es la que

reporta la mayor cantidad de contaminantes por el gran flujo de gas que procesa

(45 MMSCF/d), y este resultado no es asombroso ya que la torre que antecede a

la depuradora T-2303, la T-2302 de lavado con agua, se encuentra fuera de

servicio. La torre de lavado con agua, la T-2302 tiene la función de retirar parte

del H2S del gas ácido y depurarla de los contaminantes presentes provenientes de

las reacciones de craqueo (COS, HRS, CS2) y así evitar que entren al sistema de

aminas. Una vez que estos componentes entran al sistema degradan la amina

reduciendo drásticamente la concentración de MEA libre en el solvente, sin

embargo, el “reclaimer” E-2805 la puede regenerar si tiene la capacidad para

hacerlo, ya que la eficiencia del equipo disminuye en circunstancias severas de

contaminación, debido a que la fase I (recuperación de MEA y eliminación de

sales) sólo abarca un 50 % del ciclo de operación del recuperador, mientras que

la fase II y III de recuperación de MEA agregando agua y lavado del equipo

respectivamente, ocupan el resto del tiempo (15 días versus 4 días en otras

plantas) [25].

Tabla V.14. Principales fuentes de contaminantes. [25]

Contaminante Gases de FKAY a

T-2303, PPM, peso

Gases de DCAY a T-2801

PPM, peso

HCL 600 400 O2 800-1200 800-1200 COS 370 117 Ácidos carboxílicos sin cuantificar sin cuantificar

SO2 < 10 < 10 CS2 < 10 < 10 HCN 3 1,8

80

CONCLUSIONES

CONCLUSIONES

En las depuradoras L-G T-2303 y T-9305 hay un déficit de MEA pobre

ya que la relación mol H2S/mol MEA está por encima del límite

permitido por la metalurgia de las torres absorbedoras.

La simulación en PRO/II representa aceptablemente las características

de los procesos de absorción/desorción de gas ácido del circuito FMAY-

3, sin embargo el valor estimado de solubilidad de la MEA en HC

líquidos por simulación es errático.

Más del 80 % del consumo normal de MEA en el circuito FMAY-3 se le

atribuyen a las pérdidas por solubilidad en las depuradoras L-L, aunque

el método aplicado para cuantificar las pérdidas de MEA en torres L-L

no es el más apropiado por la dificultad del control de flujo en el

experimento.

Alto consumo de MEA respecto al valor de diseño en la depuradora L-G

T-2303 es debido a la alta temperatura de tope y en la T-2801 es

debido a la estabilidad de microespumas provocada por la presencia

de HC líquidos y contaminantes en la MEA, siendo atenuada con la

adición de antiespumante.

Pérdida no cuantificable de solvente de MEA por descontrol en el nivel

de la interfase de la depuradora L-L T-2003.

Pérdidas de 42,8 tambores de MEA (29 MM Bs) en 40 días, por

degradación de la misma debido al ingreso de contaminantes al sistema

por inflexibilidad en el proceso.

En Agosto del 2005 se registró el más alto consumo de MEA (220

tambores/mes), arrojando pérdidas de 85 MM Bs debido al arrastre del

solvente en la depuradora T-2801 y degradación de la MEA.

El consumo de solvente (agua y MEA) en el circuito FMAY-3 es de

63,06 bbl/d con 7,5 % MEA, equivalentes a un desnivel en el tanque de

almacenamiento de 0,39 ft/d, consecuentemente la concentración de la

MEA debe ir siempre en aumento si no se degrada.

81

RECOMENDACIONES

RECOMENDACIONES

Aumentar la relación de MEA/gas en las depuradoras L-G, T-2303 y T-

9305 si la hidráulica lo permite y disminuir la relación de MEA/HC

líquido de las depuradoras T-2604 y T-2003. Realizar los BM del gas

ácido removido ya que los análisis de mol H2S/mol MEA en torres L-G

no refleja la realidad operacional en la línea de MEA rica.

Se debe buscar un método analítico más adecuado para determinar

MEA en HC líquidos.

Mantener la amina limpia y disminuir la viscosidad de la misma

(aumentando la temperatura del HC alimentado) ayuda a romper la

emulsión cercano a la interfase en las depuradoras L-L. [27]

Evaluar la posibilidad de racionalizar el uso de antiespumante en todas

las depuradoras L-G del circuito FMAY-3, ya que el uso del mismo es

continuo, y éste sólo debe utilizarse de forma ocasional.

Evaluar la posibilidad de operar la torre de lavado con agua T-2302, con

agua desmineralizada ó utilizar un neutralizador de sales para disminuir

la pérdida de MEA por degradación.

Colocar atmósfera inerte con N2 el tanque de almacenamiento de

solución de MEA TK-2801.

Mantener la operación continua del “Reclaimer” E-2805 en el proceso

para disminuir la pérdida de MEA por degradación; de esta manera se

elimina el exceso de antiespumante que circula en el solvente y se

regenera la MEA que reacciona con COS, CS2 y que forma sales

termoestables (HSS).

Monitorear la eficiencia y capacidad de regeneración del recuperador de

MEA E-2805, y mantener las sales termoestables < 0,5 % peso.[26]

Filtrar de 10-20 % de la MEA total circulante y cambiar el lecho de

carbón por lo menos una vez al año, dependiendo de la efectividad

probada del mismo por espectroscopia de masa del solvente que entra

y sale del filtro FIL-2802.

82

RECOMENDACIONES

Inspeccionar la apariencia de la MEA fresca (debe ser cristalino

verdoso) en el 10 % de los tambores cada vez que se adicione este

producto al tanque TK-2801; una solución de MEA color amarilla opaca

es un indicativo de cierto grado de contaminantes presentes. En ese

caso, se debe revisar la operación del “reclaimer” E-2805 y el sistema

de filtros.

Revisar el cristal de nivel de las depuradoras L-G, regeneradora T-2802

y tambor de reflujo D-2802 para detectar presencia de HC líquidos y de

ser así drenarlos a tiempo.

Vigilar constantemente la operación del absorbedor T-2603, la relación

L/G y la temperatura de tope, para prevenir arrastre de aceite pobre

(HC pesado) a la torre T-2801.

Enviar la señal de % nivel del tambor knockout de la torre T-2801 a sala

de control para evitar que el HC pesado o agua decantada pase a los

lechos de la torre y al circuito FMAY-3. Drenarlo a tiempo.

En caso de existir pase de MEA al tambor knockout de la torre T-2801

evitar drenarlo hacia el tambor D-2801, ya que se encuentra

contaminada.

Implantar los análisis de MEA total (UOP 828) ó en su defecto nitrógeno

total, cuya diferencia con la MEA libre da una indicación de la MEA

degradada como sal termoestable (HSS) y otros productos.

Tomar en cuenta los límites de contaminantes reportados en la tabla V.

15.

Tabla V.15. Límite de contaminantes en la MEA pobre [20, 24]

83

REFERENCIAS

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PDVSA, S.A, Refinería de Amuay, 1981.

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[27] Farrar Gerald L. NPRAQ&A Session on Refining and Petrochemical

Technology. Publisher by Publishing Division, Tulsa Oklahoma, 1988.

86

APÉNDICE A

PLANOS ISOMÉTRICOS DEL CIRCUITO FMAY-3

APÉNDICE B

DATOS Y PLANOS MECÁNICOS DE LAS UNIDADES DEL CIRCUITO FMAY-3

APÉNDICE C

DETALLES DEL CÁLCULO DEL INVENTARIO DE SOLUCIÓN DE MEA DEL CIRCUITO FMAY-3

APÉNDICE D

CÁLCULO DEL CONSUMO DE MEA EN LAS DEPURADORAS DE H2S Y ALGUNOS MÉTODOS ANALÍTICOS DE LABORATORIO RECOMENDADOS

APÉNDICE E

REPORTES DE SIMULACIÓN DE LA OPERACIÓN ACTUAL DE LAS UNIDADES DEL CIRCUITO FMAY-3

APÉNDICE F

REPORTES DE SIMULACIÓN DE DISEÑO DE LAS UNIDADES DEL CIRCUITO FMAY-3

DATOS DE LAS UNIDADES DEL CIRCUITO FMAY-3 A CONTINUACIÓN, SE MUESTRA UNA COPIA DEL RESUMEN DE LOS DATOS HIDRAULICOS DE LAS TORRES DEPURADORAS DEL CIRCUITO FMAY-3 Y DE OTRAS UNIDADES QUE NO PERTENECEN AL MISMO. FUENTE: MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE FMAY-3 MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE

DESINTEGRACIÓN CATALÍTICA MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE

COQUIZACIÓN RETARDADA MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE SECCIÓN

DE LIVIANOS DEL CRUDO MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE

FLEXICOQUIZACIÓN

SIMULACIÓN DE DISEÑO DE LAS UNIDADES DEL CIRCUITO FMAY-3 A CONTINUACIÓN, SE MUESTRA UNA COPIA DE LA SIMULACIÓN DE DISEÑO DE LAS TORRES DEPURADORAS DEL CIRCUITO FMAY-3, DADAS POR EL FABRICANTE. FUENTE: MANUAL TÉCNICO DE LA UNIDAD DE FMAY-3 REPORTE DE SIMULACIÓN DE LA UNIDAD DE

DESINTEGRACIÓN CATALÍTICA REPORTE DE SIMULACIÓN DE LA UNIDAD DE

COQUIZACIÓN RETARDADA REPORTE DE SIMULACIÓN DE LA UNIDAD DE

SECCIÓN DE LIVIANOS DEL CRUDO REPORTE DE SIMULACIÓN DE LA UNIDAD DE

FLEXICOQUIZACIÓN

SIMULACIÓN DE DISEÑO DE LA TORRE T-2003

SIMULACIÓN DE LA OPERACIÓN ACTUAL DE LA

TORRE T-2003


TORRE T-2604


TORRE T-9306


TORRE T-2303


TORRE T-9305


TORRE T-2801


TORRE T-2802

indice de tablas - biblioteca digital de universidad de

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