REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS DISEÑO DE UN PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS NATURAL CON AMINA IMPEDIDA ESTÉRICAMENTE Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS Autor: RONNAR JESÚS SÁNCHEZ Tutor: Jorge Segundo Barrientos Maracaibo, Abril de 2008
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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
DISEÑO DE UN PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS NATURAL CON AMINA IMPEDIDA ESTÉRICAMENTE
Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia
para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: RONNAR JESÚS SÁNCHEZ
Tutor: Jorge Segundo Barrientos
Maracaibo, Abril de 2008
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Sánchez, Ronnar Jesús. Diseño de un Proceso de Endulzamiento de Gas Natural con Amina Impedida Estéricamente. (2008) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo – República Bolivariana de Venezuela. 103p. Tutor: Prof. Barrientos, Jorge Segundo.
RESUMEN El propósito fundamental de este trabajo de grado, es establecer un procedimiento analítico que permita de manera rápida, sencilla y confiable el diseño de un proceso en el cual se lleve a cabo la absorción de gases ácidos contenidos en el gas natural, utilizando para ello una amina impedida estéricamente. Además de, predecir el comportamiento general de los equipos y de las variables fundamentales de operación, tales como: presión, temperatura, composición y tasas de circulación en cada punto del proceso. Estudios recientes han demostrados que las aminas impedidas estéricamente ofrecen mayor capacidad de absorción y menor tasa de circulación que las aminas convencionales. El proceso de endulzamiento a diseñar, se hará con el fin de absorber el dióxido de carbono y sulfuro de hidrogeno, CO2 y H2S, utilizando la Isobutanolamina (AMP). Los cálculos para obtener el comportamiento de parámetros de acuerdo al cambio de variables, el diseño de equipos, además de, el procedimiento analítico se realizaran en una Hoja de Cálculo Microsoft Excel. Las ecuaciones utilizadas serán presentadas en el Apéndice B, por lo que en el desarrollo de los cálculos solo se hará referencia a las mismas. La variable principal fue la cantidad molar práctica de amina requerida para absorber 1 mol de gas ácido. La concentración de amina se fijó en 50%, ya que esta concentración se dispone la información de la AMP; la cantidad molar remanente de CO2 es 0,1 y de H2S se fijó en 0,005. Se consideró una relación amina:gas ácido de 1,75:1. La ventaja de mayor importancia es que la cantidad de amina impedida requerida para absorber 1 mol de gas ácido es menor que la de aminas convencionales, y la tasa que se requiere es menor reduciendo considerablemente los costos del proceso tanto en energía como en equipos y en amina. Palabras Claves: Gases ácidos, Endulzamiento del gas natural, Amina impedida estéricamente,
Sánchez, Ronnar Jesús. Diseño de un Proceso de Endulzamiento de Gas Natural con Amina Impedida Estéricamente. (2008) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo – República Bolivariana de Venezuela. 103p. Tutor: Prof. Barrientos, Jorge Segundo.
ABSTRACT The fundamental objective of this master thesis is to establish an analytical procedure that allows in a rapid, simple and reliable way the design of a process in which there is carried out the absorption of acid gases contained in the natural gas, using for it a sterically hindered amine. Besides, predicting the general behavior of the equipments and of the fundamental variables of operation, such as: pressure, temperature, composition and circulation rates in every point of the process. Recent studies have demonstrated that the sterically hindered amine offer better capacity of absorption and lower circulation rate than the conventional amines. The process of sweetening to designing will be done by the intention of absorbing the carbon dioxide and sulphur of hydrogen, CO2 and H2S, using the Isobutanolamine (AMP). The calculations to obtain the behavior of parameters of agreement at the change of variables, the design of equipments, and the analytical procedure, were carrying out in a Spreadsheet Microsoft Excel. The used equations will be presented in the Appendix B, for what in the development of the calculations alone one will refer to the same ones. The principal variable was the practical molar quantity of amine needed to absorb 1 mol of acid gas. The concentration of amine was fixed in 50%, since this concentration arranges the information of the AMP; the remaining molar quantity of CO2 is 0,1 and of the H2S was fixed in 0,005. Was considered a relation amine:acid gas of 1,75:1. The more important advantage is that the quantity of hindered amine needed to absorb 1 mol of acid gas is lower than in the case of amines conventional, and the circulation rate needed is lower too, reducing considerably the costs of the process both in energy and in equipments and in amine. Key Words: Acid gases, Natural gas sweetening, Sterically hindered amine, Isobutanolamine. Author’s e-mail: [email protected]; [email protected]
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A DIOS Todopoderoso, Santa Maria Virgen y a mi Señor Jesucristo.
A Lino de las Mercedes Valles. A mamá, Maria Auxiliadora Andrade. A la memoria de papá, José Antonio González.
A mis hijos Ronnervis Jesús, Ronnar Alexander y Renner David. A todas aquellas personas que de alguna u otra manera colaboraron en la realización de este trabajo.
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AGRADECIMIENTO
Agradezco de todo corazón a Díos Todopoderoso, Santa Maria
Virgen y a mi Señor Jesucristo.
También, en estas líneas quiero plasmar mi más sincero
agradecimiento a la Universidad del Zulia y en especial a la
División de Postgrado de la Facultad de Ingeniería.
Agradezco infinitamente a María Andrade y Gustavo Núñez por
todo su apoyo.
Muchas gracias a los Profesores: Jorge Barrientos, Carlos
Alciaturi, Edinsón Alcántara, Jorge Sánchez, Ignacio Romero y
Orlando Zambrano.
Mil gracias a todos, ya que, de una u otra manera aportaron un
granito de arena para elaboración de este trabajo de grado.
II.1. Conceptos básicos. . . . . . . 20 II.2. Endulzamiento del gas natural. . . . . 22
III DISEÑO DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO. . . 46
III.1. Diseño de un proceso de endulzamiento de gas natural con Isobutanolamina (AMP). . . . . . 47
III.2. Economía y costo de capital del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida estéricamente. . . 77
IV ANÁLISIS DE RESULTADOS. . . . . . 79
IV.1. Parámetros de diseño. . . . . . 79 IV.2. Procedimiento analítico. . . . . . 80 IV.3. Comportamiento de variables y análisis de parámetros del
proceso. . . . . . . . 84
CONCLUSIONES. . . . . . . . . . 93
RECOMENDACIONES. . . . . . . . . 94
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS. . . . . . . 95
APÉNDICES
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A Consideraciones de Diseño. . . . . . . 98 B Ecuaciones utilizadas en el Capitulo III. . . . 100
x
LISTA DE TABLAS
Tabla Página
1. Formula molecular de algunas aminas primarias, secundarias y terciarias. . 21
2. Características de las etanolaminas. . . . . . 26
3. Aminas impedidas estéricamente. . . . . . . 28
4. Aminas que inhiben la formación de carbonatos. . . . . 28
5. Derivación de la AMP. . . . . . . . . 31
6. Características y propiedades de la AMP. . . . . . 32
7. Composición del gas agrio que entra al absorbedor. . . . . 47
8. Características del gas agrio que entra al absorbedor. . . . . 48
9. Composición del gas dulce que sale del absorbedor. . . . . 50
10. Composición de la amina pobre que entra al absorbedor. . . . 53
11. Composición de la amina rica que sale del absorbedor y va al regenerador. . 54
12. Calor especifico molar de la corriente de gas agrio a la temperatura de entrada,
salida y promedio del absorbedor. . . . . . . 55
13. Calor específico de la corriente de amina a la temperatura de entrada y salida
del absorbedor. . . . . . . . . . 58
14. Calor específico de la corriente de amina rica a la temperatura de entrada y
salida del intercambiador de amina. . . . . . . 59
15. Calor específico de la corriente de amina a la temperatura de entrada y de
fondo del regenerador. . . . . . . . . 61
16. Composición del gas de cola que sale del regenerador. . . . 62
17. Composición del gas de cola que sale del acumulador de reflujo. . . 63
18. Composición del líquido que sale del acumulador de reflujo. . . . 63
19. Calor específico de la corriente de gas de cola del regenerador a la temperatura
promedio del condensador. . . . . . . . 66
20. Calor específico de la corriente de amina pobre a la temperatura de entrada y
salida del enfriador. . . . . . . . . 68
xi
LISTA DE FIGURAS
Figura Página
1. Sistema típico para endulzamiento de gas natural con amina. . . . 34
2. Tanque de venteo e Intercambiador de amina. . . . . . 37
3. Rehervidor usando fuego indirecto como fuente de calor. . . . 39
4. Rehervidor usando vapor como fuente de calor. . . . . 40
5. Tanque de abastecimiento y Bomba de amina. . . . . . 41
6. Tipos de filtros. . . . . . . . . . 42
7. Recuperador usando vapor como fuente de calor. . . . . 44
8. Recuperador usando fuego indirecto como fuente de calor. . . . 44
9. Absorbedor del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida
estéricamente, con extractor de niebla. . . . . . . 75
10. Absorbedor del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida
estéricamente, sin extractor de niebla. . . . . . . 76
11. Regenerador del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida
estéricamente. . . . . . . . . . 77
xii
NOMENCLATURA A Área B Factor de corrección de Barton BHP Potencia al freno de la bomba C Factor de corrección de Barton C.N. Condiciones normales (T = 60 oF y P =14.696 lpca) C.O. Condiciones operacionales Cp Calor específico a presión constante C1 Metano C2 Etano C3 Propano iC4 Iso-butano nC4 n-butano iC5 Iso-pentano nC5 n-pentano C6 Hexano D Diámetro del recipiente Ea Eficiencia de absorción Ec(s). Ecuación(es) Es Eficiencia de despojamiento F Factor de corrección de la ∆Tlog FAP Factor de absorción promedio Fig(s). Figura(s) gpm Galones por minuto h Altura del recipiente H Constante de Henry Hv Entalpia del vapor Hl Entalpia del líquido H Carga o cabezal de la bomba HPH Potencia hidráulica de la bomba HCs Hidrocarburos ∆Hr Calor de reacción K Constante de equilibrio K Factor de corrección de la velocidad de partícula L Longitud del recipiente m Flujo másico M Peso molecular MMpcd Millones de pies cúbicos por día MMpcnd Millones de pies cúbicos normales por día n Flujo molar nteóricos Número de platos teóricos nreales Número de platos reales N2 Nitrógeno No. Número q Flujo volumétrico Q Cantidad de calor cedido o transferido Qr Cantidad de calor de reacción total
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Qt Cantidad de calor remante en la amina P Presión Pc Presión crítica sPc Presión seudocrítica sPr Presión seudoreducida Pr Presión de rocío Pp Presión parcial ∆P Diferencial de presión R Relación de reflujo ST Factor de despojamiento T Temperatura Tc Temperatura crítica Tb Temperatura de burbujeo sTc Temperatura seudocrítica sTr Temperatura seudoreducida Tr Temperatura de rocío ∆T Diferencial de temperatura ∆Tlog Diferencial de temperatura media logarítmica ∆Tm Diferencial de temperatura media logarítmica corregida U Coeficiente de transferencia de calor USD United State Dollars (Dolares americanos) Vn Volumen molar x Fracción molar de líquido X Porcentaje molar de líquido y Fracción molar de gas Y Porcentaje molar de gas Z Factor de compresibilidad del gas Símbolos ρ Densidad γ Gravedad específica ε factor de ajuste de la temperatura seudocrítica por acidez ηpb Eficiencia de platos de burbuja ηpv Eficiencia de platos de válvula ν Velocidad Subíndices abs Absorbedor/Absorción abs-AMP Absorbido por la amina AMP acum Acumulador acum-ref Acumulador de reflujo AMP-ac Amina AMP acuosa AMP-ent Amina AMP en la entrada AMP-pobre Amina AMP pobre AMP-rica Amina AMP rica AMP-reg Amina AMP en el regenerador B-ref Bomba de reflujo
xiv
B-AMP Bomba de amina AMP cond Condensador corr Corregido corr-p Corrección por presión CO2-AMP Dióxido de carbono en la amina AMP CO2-sal Dióxido de carbono en la salida desabs Desabsorción elv-reg Elevación en el regenerador enf Enfriador ent Entrada ent-acum Entrada al acumulador ent-cond Entrada al condensador ent-abs Entrada al absorbedor ent-reg Entrada al regenerador ent-reh Entrada al rehervidor ent-int Entrada al intercambiador g Gas g-ent Gas de entrada g-máx Gas máximo g-mín Gas mínimo g-sal Gas de salida gt Gas total ga = GA Gas ácido ga-ent Gas ácido en la entrada ga-H2O Gas ácido más agua ga-sal Gas ácido en la salida gc Gas de cola gc-acum Gas de cola del acumulador gc-reg Gas de cola del regenerador gc-cond Gas de cola del condensador H2S-AMP Sulfuro de hidrogeno en la amina AMP H2S-ent Sulfuro de hidrogeno en la entrada i Componente i int Intercambiador l Líquido máx Máximo mín Mínimo per-acum Pérdidas en el acumulador prom Promedio prom-abs Promedio en el absorbedor ref Reflujo ref-acum Reflujo del acumulador reg Regenerador reg-reh Regenerador y rehervidor reh Rehervidor rem Removido sal Salida sal-acum Salida del acumulador sal-cond Salida del condensador
xv
sal-abs Salida del absorbedor sal-reg Salida del regenerador sal-reh Salida del rehervidor sal-int Salida del intercambiador sep Separador sep-ent Separador de entrada sol-ac Solución acuosa t = T Total tope-reg Tope del regenerador vap-H2O Vapor de agua
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INTRODUCCIÓN
El gas natural es un recurso no renovable, que debido a sus características combustibles se le
ha dado una amplia gama de aplicaciones que van desde el uso doméstico hasta las diversas
ramas industriales. Para que este combustible pueda ser utilizado es conveniente que pase por un
proceso de purificación, que es denominado endulzamiento ya que el gas tal como es extraído de
los yacimientos, contiene algunos compuestos indeseables o impurezas como el dióxido de
carbono (CO2), sulfuro de hidrogeno (H2S) y agua (H2O), los que ocasionan contaminación,
corrosión y restan poder calorífico al gas.
El CO2 y el H2S se conocen como gases ácidos, porque en presencia de agua forman ácidos, y
un gas natural que posea estos contaminantes es conocido como gas agrio. El endulzamiento del
gas se hace con el fin de remover los gases ácidos del gas natural. Como se sabe el CO2 y el H2S
son gases que pueden estar presentes en el gas natural y pueden en algunos casos, especialmente
el H2S, ocasionar problemas en el manejo y procesamiento del gas; por esto hay que removerlos
para llevar el contenido de estos gases ácidos a los niveles exigidos por los consumidores del gas.
El empleo de las aminas para remover CO2 y H2S y sus especies, aparece en la industria del
gas casi simultáneamente al uso de glicoles para deshidratar el gas. Los procesos con aminas son
aplicables cuando los gases ácidos tienen baja presión parcial y se requieren bajas
concentraciones del gas ácido en el gas de salida (gas dulce).
Como en todos los procesos que abarca la industria química y petroquímica, la necesidad de
reducir en las plantas los costos operativos y aumentar la producción dentro de los estándares de
calidad que rigen el mercado, han llevado al desarrollo de nuevos procesos. El aumento en la
demanda de gas natural obliga a mejorar los procesos de endulzamiento, con el incremento de la
producción de gas dulce y la disminución de los costos de operación. Estudios realizados en esta
área se encaminan a la reducción de la tasa de circulación de amina y aumentar su capacidad de
absorción de gases ácidos, mediante la manipulación las estructuras moleculares de las aminas,
como es el caso de las aminas impedidas estéricamente, obteniéndose excelentes resultados en el
aumento de la capacidad de absorción, aumento de la concentración de la solución de amina,
reducción considerable de la tasa de circulación, y por ende el ahorro de costos y el aumento de la
calidad de endulzamiento.
CAPITULO I
EL PROBLEMA
Este capitulo abarca el problema planteado, lo cual incluye: antecedentes, planteamiento,
justificación, objetivo general, objetivos específicos y alcance.
I.1. Antecedentes de estudios relacionados
Este trabajo tiene sus bases teóricas fundamentadas en aplicación de las aminas impedidas
estéricamente como medio absorbente de gases ácidos de corrientes de gases. Este tipo de aminas
(no convencionales) fueron descubiertas por la “EXXON Research and Engineering Company”.
Linden y Savage (1978) presentaron una patente sobre: “Proceso de remoción de gases ácidos
con aminas impedidas y amino-ácidos”. Unos meses después, Linden y Corona del Mar (1978)
presentaron una patente sobre: “Proceso de remoción de dióxido de carbono de una mezcla de
gases usando una sal activada básica con una amina impedida”.
De la investigación realizada por Linden y Savage (1983) sobre las aminas impedidas
estéricamente, fue publicado el artículo titulado: “Aminas impedidas estéricamente para remover
CO2 de gases”. En 1987, Linden y col., publicaron un artículo sobre una investigación realizada
acerca de estas aminas impedidas y cuyo trabajo fue titulado: “Aminas impedidas estéricamente
para la absorción de gases ácidos”.
El señor Guido Sartori Linden ha sido una parte fundamental en el desarrollo de aminas
impedidas estéricamente como absorbentes químicos por parte de la EXXON, los cuales están
basados bajo la tecnología FLEXSORB®.
Goldstein y col., (1984) realizaron una investigación acerca del mejoramiento de las aminas
impedidas y presentaron un artículo titulado: “Producción mejorada de aminas impedidas para el
tratamiento de gas”. En este estudio, la “EXXON Research and Engineering Company” presenta
las ventajas que ofrece el uso de las aminas impedidas estéricamente sobre las aminas
convencionales.
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I.2. Planteamiento del problema
El endulzamiento es una de las fases del tratamiento del gas natural en la cual son removidos
los gases ácidos, Sulfuro de hidrogeno (H2S) y Dióxido de carbono (CO2), con el objeto de
acondicionarlo para su uso bien sea domestico, industrial y/o la industria petrolera nacional.
Uno de los procesos más utilizados para efectuar la remoción de gases ácidos en el gas
natural, es la absorción con solventes químicos entre ellos las aminas convencionales y ahora más
recientes se tienen las aminas impedidas estéricamente.
En la actualidad, la mayoría de los procesos a nivel industrial se encuentran automatizados,
guiados por programas computarizados que permiten establecer relaciones entre las variables
involucradas, resultando en una mayor confiabilidad del sistema en general.
Debido a la dificultad para conseguir en el mercado un programa computarizado que permita
predecir el comportamiento de las variables fundamentales de operación, tales como: presión,
temperatura, composición y tasas de circulación en una planta de endulzamiento de gas natural
con amina impedida estéricamente; es necesario realizar un estudio y establecer un procedimiento
analítico que permita la realización y ejecución de dicho programa.
I.3. Justificación
Estudios previos, Linden y col., (1987) han demostrado que los procesos de absorción que
emplean aminas impedidas estéricamente, comparados con aquellos que emplean aminas
convencionales, permiten remover hasta un 125% más del gas ácido CO2 a media tasa de flujo.
Por otro lado, Gattuso (2007) determinó que dichos procesos solo utilizan un 50% del vapor
que requieren los sistemas de amina convencional primaria o secundaria, recordando que el 80%
de la energía usada en procesos de captura de gases ácidos es debido a los requerimientos de
vapor.
Mediante el diseño de un proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida
estéricamente, se podrá establecer un procedimiento analítico, el cual permitirá obtener la
predicción del comportamiento de las variables operacionales que luego podrán ser validadas con
los parámetros preestablecidos para el funcionamiento de dicha planta. Además, el diseño tendrá
fines académicos siendo de gran utilidad en la asignatura “Tratamiento del Gas Natural”,
facilitando el estudio de los procesos de endulzamiento de gas natural que utilizan aminas y
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permitir la evaluación del comportamiento general de equipos y variables operacionales en cada
punto del proceso.
El procedimiento analítico será una gran herramienta que ayudará a obtener una mayor
efectividad en el análisis de parámetros operacionales, debido a su versatilidad y rapidez en la
entrega de resultados detallados en los diferentes equipos que estarán involucrados en el proceso.
I.4. Objetivos
I.4.1. Objetivo general
Diseñar un proceso de endulzamiento de gas natural que permita conocer el comportamiento
de las variables operacionales utilizando una amina impedida estéricamente.
I.4.2. Objetivos específicos
a. Establecer un procedimiento analítico para el diseño de un proceso de endulzamiento de
gas natural con amina impedida estéricamente.
b. Determinar el comportamiento de las variables que están presentes en un proceso de
endulzamiento con amina impedida estéricamente.
c. Efectuar un análisis que permita inferir posibles cambios en algunos parámetros
involucrados para optimizar el rendimiento del proceso.
I.5. Alcance
Este trabajo parte desde el punto de vista exploratorio, ya que actualmente se tiene un
conocimiento general del funcionamiento u operación del proceso de endulzamiento de gas
natural con aminas, el cual se dispone en la información bibliográfica, cuyo fin es adaptar
algunos conceptos al contexto de este trabajo. Luego se conduce por una fase descriptiva
mediante un análisis detallado del comportamiento de las variables operacionales en la entrada y
salida de cada uno de los equipos que conforman el proceso, y por ultimo se convertirá en un
estudio correlacionar para establecer relaciones entre las diferentes variables operacionales del
sistema en general.
CAPITULO II
BASES TEÓRICAS
El haber realizado una revision y análisis exhaustivo del material bibliográfico disponible, ha
permitido seleccionar aquellas referencias que aportan un gran valor agregado y ofrecen al lector
una buena base teórica para un mejor entendimiento y mayor comprensión de este trabajo de
grado. En este primer capitulo se dan algunos conceptos básicos; se describe brevemente lo que
es un proceso de endulzamiento de gas natural, el proceso de endulzamiento con amina y equipos
que lo integran.
II.1. Conceptos básicos
II.1.1. Gas natural
Según la GPSA (2004), el gas natural es una mezcla de hidrocarburos ligeros compuesto
principalmente de metano, etano, propano, butanos y pentanos.
Otros componentes tales como el CO2, el helio (He), el H2S y el nitrógeno (N2) se encuentran
también en el gas natural. La composición del gas natural nunca es constante, sin embargo, se
puede decir que su componente principal es el metano (CH4), como mínimo 80%.
II.1.2. Gases ácidos
Los gases ácidos (GPSA, 2004), son impurezas en una corriente de gas natural tales como
CO2, H2S, sulfuro de carbonilo (COS), mercaptanos (RSH) y dióxido de azufre (SO2); siendo los
más comunes el CO2, H2S y COS. El gas natural que contiene estos gases ácidos, es conocido
como gas agrio; el que no las tiene o si las tiene pero en mínimas concentraciones, es conocido
como gas dulce.
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II.1.3. Endulzamiento del gas natural
Se llama así al proceso mediante el cual es sometido el gas natural para removerle o eliminar
los gases ácidos contenidos en el.
II.1.4. Absorción
Maddox y Campbell (1998) definen la absorción como un proceso de separación que
involucra la transferencia de una sustancia desde una fase gaseosa a una fase líquida a través de
un límite de fases.
II.1.5. Aminas
Uson (1974) define a las aminas como compuestos nitrogenados equivalentes, en cierto modo,
a los alcoholes, fenoles y éteres en los compuestos oxigenados; y que además, las aminas pueden
suponerse formalmente como derivados del amoniaco, en el que se ha sustituido uno, dos o los
tres átomos de hidrógeno por radicales hidrocarbonados. Resultando así tres clases diferentes de
aminas, llamadas primarias, secundarias y terciarias, respectivamente. En la Tabla 1 se presenta
la formula molecular de algunos tipos de aminas primarias, secundarias y terciarias.
Tabla 1. Formula molecular de algunas aminas primarias, secundarias y terciarias. NOMBRE FORMULA MOLECULAR
II.1.6. Amia impedida estéricamente (del ingles “Sterically hindered amine”) Linden y Savage (1983) han planteado que la amina impedida estéricamente esta definida
estructuralmente como una amina primaria en la cual el grupo amino esta adjunto a un átomo de
carbono terciario; o también definida como una amina secundaria en la cual el grupo amino esta
adjunto a un átomo de carbono secundario o terciario.
De la Fig. 1 de Chan y col. (2002), se tiene:(ρAMP)77 oF y 100% = 0,9293 grs/cm3 ≈ 58,0142 lbm/pie3
(ρAMP)77 oF y 50% = 0,9609 grs/cm3 ≈ 59,9869 lbm/pie3
(ρH2O)77 oF = 0,9971 grs/cm3 ≈ 62,2468 lbm/pie3
III.1.5. Tasa de circulación de amina
Si se sabe que teóricamente con un mol de AMP se puede absorber un mol de gas ácido, losmoles de amina que se necesitan para retener el CO2 y el H2S se obtiene multiplicando por unola tasa molar de gas ácido. Para efectos prácticos se utilizarán de 1,5 a 2,0 moles de AMP paraabsorber un mol de gas ácido. La cantidad de materia de la solución se calcula sabiendo que laamina participa con el 50% p/p, el 50% restante es agua.
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Empleando las Ecs. B-20 y B-21, se tiene:mAMP = 68190,486 lbm/hr ≈ 30931,21 Kg/hr
(qAMP-ac)50% = 0,3158 pie3/seg ≈ 141,7255 gpm
III.1.6. Composición y caracteristicas de la amina pobre que entra al absorbedor
Total = 9,3491 9,4163¥ Valores de Cp a 100 y 150 oF tomados de la Fig. 13-6 (GPSA, 1998).
Empleando la Ec. B-31, se tiene:(Cpg)115 oF = 9,3491 BTU/lbmol*oF(Cpg)120 oF = 9,4163 BTU/lbmol*oF
Empleando las Ecs. B-32 y B-33, se tiene:(Cpprom)117,5 oF = 9,3827 BTU/lbmol*oF
Q = BTU/hr
T (oF)
Parte del calor que se genera por la reacción exotermica de la amina, es tomado por el gas,de allí la razón por la cual la mezcla se calienta al salir por el tope del absorbedor.
Tabla 12. Calor específico molar de la corriente de gas agrio a la temperatura deentrada, salida y promedio del absorbedor.
¥Cpg (BTU/lbmol*oF)
92763,3843
55
III.1.9. Calor de reacción en el absorbedor
(TAMP-pobre)ent-abs = 125,0000 oF (PAMP-pobre)ent-abs = 464,6960 lpca
De las Tablas 2,125 y 2,136 de Perry y Green (2001), se tiene:HCO2 = 2,2925 atm/[CO2]≈ 33,6906 lpca/[CO2]HH2S = 0,0884 atm/[H2S]≈ 1,2991 lpca/[H2S]
Empleando la Ec. B-34, se tiene:(PpCO2)AMP-pobre = 0,5566 lpca ≈ 0,0384 bar(PpH2S)AMP-pobre = 0,001073 lpca ≈ 0,000074 bar
(TAMP-rica)sal-abs = 185,0000 oF ≈ 85,0000 oC(PAMP-rica)sal-abs = 464,6960 lpca
HCO2 = 1,5000 atm/[CO2]≈ 22,0440 lpca/[CO2]
- Presión parcial y Constante de Henry para el CO2 y H2S en solución con AMP atemperatura de salida y presión del absorbedor, 464,7 lpca:
Nota 1: En este caso se debe partir de un valor supuesto para la temperatura de la amina ricaque sale del absorbedor, y luego corroborar dicho valor con el calculado.
- Presión parcial y Constante de Henry para el CO2 y H2S en solución con AMP atemperatura de entrada y presión del absorbedor, 464,7 lpca:
La cantidad de calor que se genera cuando la AMP absorbe el gas ácido se puede calcularconociendo el calor de reacción de cada componente absorbido y el número de moles de gasácido que se retiran del gas agrio.
Perry y Green (2001) presentaron los valores da la Constante de Henry para el CO2 y H2 Sen solución.
Ya que no se disponen en la literatura de datos de calor de reacción para el CO2 y el H2S ensoluciones de aminas estéricamente impedidas, será aplicado el Método de Crynes y Maddoxdado por Maddox y Campbell (1998), Chiu y col. (1999) para estimar dichos valores. Maddoxy Campbell (1998), Mandal y col. (2004) presentaron la relación entre la concentración libre deCO2 y H2S en solución con sus presiones parciales en la fase gas en equilibrio con la faselíquido (en este caso la amina), por la relación de la Ley de Henry .
- La cantidad de calor que se genera por la reacción, empleando las Ecs. B-36 y B-37, es:
(QR)CO2 = BTU/hr(QR)H2S = BTU/hr
QR = BTU/hr
Qt = BTU/hr
III.1.10. Temperatura de la corriente de amina rica que sale del absorbedor
(TAMP-pobre)ent-abs = 125 oF
- Considerando que la solución de amina absorbe todo el calor remanente, resulta:
Calor absorbido por la amina = Calor remanente = BTU/hr
- Incremento de la temperatura de la solución de amina:
mAMP = 68190,486 lbm/hr
- El calor remanente absorbido por la solución de amina, es igual al calor que se generamenos el que absorbe el gas natural que sale por el tope. Empleando la Ec. B-38, se tiene:
Tabla 13. Calor específico de la corriente de amina a la temperatura de entrada y salidadel absorbedor.
¥ Valores de Cp del H2O tomados de la Fig. 24-37 de Perry y Green (2001); Cp del H2 Sde la Fig. 23-2 (GPSA, 1998); Cp de la AMP de la Fig. 9 de Chiu y col. (1999).
- -
¥Cpi (BTU/lbm*oF) ¥Cpi (BTU/lbm*oF)
1,00420,6688 0,71650,9977
Se fija un incremento de temperatura para la amina rica a través del intercambiador amina -amina, además se toma en cuenta que la temperatura de salida de esta corriente no debe sermayor a los 205 oF para prevenir problemas de corrosión, y se considera un diferencial detemperatura mínimo entre la corriente de amina rica y amina pobre no menor a 15 oF.
0,5042 0,5042
58
∆T1 = 42,9883 oF ≈ 6,1046 oC
∆T2 = 15,0000 oF ≈ -9,4444 oC ...(∆Tmín = 15 oF)(TAMP-pobre)sal-int = 200,7117 oF ≈ 93,7287 oC(∆TAMP-pobre)int = -47,2883 oF ≈ -44,0491 oC
- Intercambiador amina - amina:
oF 248,0000 → 200,7117 oF ...(Corriente de amina pobre)∆T1 = 42,9883 ∆T2 = 15,0000 oF
oF 205,0117 ← 185,7117 oF ...(Corriente de amina rica)
III.1.11.1. Transferencia de calor en el intercambiador amina - amina
El valor aproximado de la fracción molar del CO2 en el tope del regenerador se puedecalcular dividiendo los moles de CO2 que dejan el absorbedor entre la sumatoria de los molesque salen más los que llegan con la amina rica. Esto es importante porque la composición deltope esta prácticamente integrada por el dióxido de carbono más el vapor de agua.
Cpi (BTU/lbm*oF)
Tabla 15. Calor específico de la corriente de amina a la temperatura de entrada y defondo del regenerador.
2659050,0843
-0,5042
Cpi (BTU/lbm*oF)
61
Tabla 16. Composición del gas de cola que sale del regenerador.
Componentes ni (lbmol/hr) yi (fracción) yi*Mi mi (lbm/hr) Cpi (BTU/lbmol*oF)
(Tprom)B-ref = 120,0000 oF (ρH2O)120 oF = 61,6300 lbm/pie3 ≈ 0,9872 lbm/pie3
4489534,9150
10936454,9925
64
(γH2O)120 oF = 0,9877
Empleando las Ecs. B-55, B-56 y B-57, se tiene:H B-ref = 14,0332 pies
HPHB-ref = 0,0328 hpBHPB-ref = 0,0546 hp
III.1.16. Dimensionamiento de equipos que integran la sección de regeneración
(qAMP-ac)50% = 141,7255 gpm
III.1.16.1. Tanque de abastecimiento
D = 84,0000 pulg ≈ 7,0000 pieh = 288,0000 pulg ≈ 24,0000 pie
III.1.16.2. Acumulador de reflujo
D = 60,0000 pulg ≈ 5,0000 pieL = 96,0000 pulg ≈ 8,0000 pie
III.1.16.3. Tanque de venteo
D = 84,0000 pulg ≈ 7,0000 pieL = 288,0000 pulg ≈ 24,0000 pie
III.1.16.4. Filtro
D = 60,0000 pulg ≈ 5,0000 pieh = 96,0000 pulg ≈ 8,0000 pie
- La GPSA (1998) presenta en la Fig. 21-12 de un estimado de las dimensiones de losequipos que integran la sección de regeneración, tomando en cuenta la tasa de circulación deamina:
65
III.1.17. Condensador del tope del regenerador
Fluido interno: AguaFluido externo: Gas de cola que sale del regenerador(Tgc-reg)ent-cond = 200,0000 oF (Tgc-reg)sal-cond = 120,0000 oF (TH2O)ent-cond = 95,0000 oF ≈ 35,0000 oC …(T = Tamb)(TH2O)sal-cond = 120,0000 oF
∆T1 = 80,0000 oF ≈ 26,6667 oC∆T2 = 25,0000 oF ≈ -3,8889 oC ...(∆Tmín = 15 oF)
- Condensador:
oF 200,0000 → 120,0000 oF …(Gas de cola)∆T1 = 80,0000 ∆T2 = 25,0000 oF
oF 120,0000 ← 95,0000 oF …(Medio de enfriamiento)
III.1.17.1. Transferencia de calor en el condensador
(Tprom)gc-cond = 160,0000 oF ≈ 71,1111 oC
Componentes yi*Cpi
H2O 4,3823AMP -
Cpi (BTU/lbmol*oF)
8,1127-
- Considerando el agua como medio de enfriamiento, con temperatura de entrada igual a latemperatura ambiente, se tiene:
Tabla 19. Calor específico de la corriente de gas de cola del regenerador a latemeperatura promedio del condensador.
66
Tabla 19. Continuación.Componentes yi*Cpi
CO2 4,2925H2S 0,0010
Total = 8,6758
(Cpgc-reg)162,5 oF = 8,6758 BTU/lbmol*oFQcond = BTU/hr
Empleando las Ecs. B-63 y B-64, se tiene:FAP = 3,1387
Ea = 99,94 %
De la Fig. 7-9 (GPSA, 1998), se tiene:nteóricos = 4,5000
Empleando la Ec. B-65, se tiene: - Platos de burbuja: ηpb = 25,0000 % → nreales = 18,0000 - Platos de válvula: ηpv = 33,3000 % → nreales = 13,5135
III.1.20.3. Altura del absorbedor
- La GPSA (1998 y 2004) recomiendan el método de Absorción Promedio de Krenser yBrown para estimar el número de platos del absorbedor:
Nota 2: La velocidad del líquido en los canales de descenso del absorbedor es un factor decuidado. En este diseño se asigna un 20% del área total para la circulación de la solución deamina.
71
Espaciamiento entre platos = 24,0000 pulg ≈ 2,0000 pieExtractor de niebla = 18,0000 pulg ≈ 1,5000 pie
Nivel o colchón de líquido = 36,0000 pulg ≈ 3,0000 pie
Empleando la Ec. B-66, se tiene: - Con platos de burbuja: h = 486,0000 pulg ≈ 40,5000 pie - Con platos de válvula: h = 378,32432 pulg ≈ 31,5270 pie
(nga)reg = 218,6283 lbmol/hr (qga)reg = 23,0468 pie3/seg a C.N.
(nH2O)sal-reg = 256,8311 lbmol/hr (qH2O)sal-reg = 27,0739 pie3/seg a C.N.
(qgt)sal-reg = 50,1207 pie3/seg a C.N.(qAMP-rica)ent-reg = 0,3738 pie3/seg
Ag = 50,1207 pie2
Al = 1,4950 pie2
Areg = 51,6157 pie2
D = 8,1067 pie ≈ 97,2807 pulg
- El diámetro más confiable para el regenerador, es:
Dreg = 98,0000 pulg ≈ 8,1667 pie
- El cálculo del área del regenerador se puede obtener con la sumatoria de las áreasrequeridas para el gas y el líquido. Es una técnica común asignar una velocidad de 1,0 pie/segal vapor en el recipiente y 0,25 pie/seg al líquido que cae por los platos o bandejas. Así comogarantizar entre el 10 y el 20% del área total:
Espaciamiento entre platos = 24,0000 pulg ≈ 2,0000 pieNivel o colchón de líquido = 36,0000 pulg ≈ 3,0000 pie
- Con platos de burbuja: h = 516,0000 pulg ≈ 43,0000 pie - Con platos de válvula: h = 396,36036 pulg ≈ 33,0300 pie
- Sumiendo valores de nteóricos, se busca aquel valor que reproduzca el valor de Es; dichovalor será el número de platos teóricos requeridos:
- La GPSA (1998 y 2004) recomiendan el método Factor de Despojamiento, el cual essimilar al de Krenser y Brown, para estimar el número de platos del regenerador:
73
III.1.22. Dimensionamiento del separador o depurador de entrada
Psep-ent = 464,6960 lpca Tg = 115,0000 oF qg = 8,0902 pie3/seg ≈ 0,009 m3/seg a C.O.ρg = 1,6466 lbm/pie3
ρl = 61,7850 lbm/pie3 ...(considerando la densidad del agua)K = 0,3500 ...(con extractor de niebla)
- El diámetro más confiable para el separador, es:
Dsep-ent = 36,0000 pulg ≈ 3,0000 pie
Fijando L/D = 4,0000 → h = 12,0000 pie ≈ 144,0000 pulg
Nota 4: El absorbedor fue diseñado con extractor de niebla, por lo cual no fue necesariocolocar un separador o depurador en la corriente del gas dulce que sale del mismo. De no
- La GPSA (1998 y 2004) recomiendan un método para el calculo del diámetro delseparador de entrada, el cual emplea la Ecuación de Souders y Brown :
- Considerando que la Relación de Esbeltez entre la longitud y el diametro de un separadorvertical debe estar entre, 2 < L/D < 6, se estima la altura del mismo:
Nota 3: Dado que la temperatura de rocío del gas agrio de alimentación esta muy pordebajo de la temperatura de entrada al absorbedor e incluso a la promedio, y además de que elcontenido de agua es nulo, es indicativo que dicha corriente proveniente de un procesodepurativo o de deshidratación. Razón por la cual, la colocación de este separador en la entrada del proceso no se hace necesaria. El dimensionamiento del mismo se ha hecho con lafinalidad de dar a conocer como estimar sus dimensiones de manera rápida, en caso de llegar arequerirse su instalación.
74
A continuación, las Figs. 9, 10 y 11 presentan a manera de resumen el diseño del procesode endulzamiento de gas natural con amina impedida estericamente.
Fig. 9. Absorbedor del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedidaestericamente, con extractor de niebla.
colocar el extractor de niebla, se puede emplear el mismo procedimiento que ha sido aplicadopara el diseño del separador de entrada, y así diseñar el depurador de salida teniendo en cuentaque el líquido arrastrado es la solución de amina.
III.2. Economía y costo de capital del proceso de endulzamiento de gas natural conamina impedida estéricamente.
Fig. 11. Regenerador del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedidaestericamente.
Según la "EXXonMobil Research and Engineering Co.", en una de sus publicacioneshechas en la revista "Hydrocarbon Processing", edición Noviembre 2002, los procesos deendulzamiento de gas natural que emplean aminas impedidas estéricamente, tales como losprocesos FLEXSORB® SE, SE+ y PS, requieren una mínima inversión y menor demanda deenergía, basados principalmente en la disminución del 30 a 50% de la tasa de circulación desolución acuosa de amina pobre.
CL
CRF
GAS DE COLAP = 4 lpcmT = 120 oFqgc = 2,88 MMpcnd
REGENERADORD.I. = 98 plg.20 platos burbujah = 12 pie
CONDENSADORQcond = 3,3 MBTU/hrP = 10 lpcmT = 200 oF
Psep = 4 lpcm
T = 185,7 oF
T = 205 oF
Vapor
Vapor condensado
Qreh = 10,94 MMBTU/hr
T = 200,7 oF
Qcond = 0,33 MMBTU/hr
75
77
Capacidad de la planta MEA modelo = 22,5 MMPCND Costo de la planta MEA, año 2002 = 800.000,0 USD Inflación anual promedio en USD = 1,2 % (Año 2003 - 2005)
2,6 % (Año 2006)4,1 % (Año 2007)
Costo de la planta MEA, año 2008 = 885.583,7 USD
Costo de la planta MEA, año 2002 = 800.000,0 USD CEPI2002 = 401,8 CEPI2008 = 424,6
Empleando la Ec. B-70, se tiene: Costo de la planta MEA, año 2008 = 845.395,7 USD
Nota 5: Ya que el costo de capital de la planta de amina esta en función principalmente deldimensionamiento de los diferentes equipos que la conforman y de los requerimientos deenergía, siendo estos a su vez dependientes principalmente de la magnitud de la tasa decirculación de amina pobre, la planta de amina impedida estéricamente demanda menorinversión/costo que la planta MEA, ya que ofrece un ahorro de 30 a 50% en la tasa decirculación requerida.
Empleando el índice de costo de equipamiento/planta, denominado "Chemical EngineeringPlant Cost Index (CEPI)", ya que según la revista "Hydrocarbon Processing", edición Octubre2000, este es probablemente el mejor índice a usar para la estimación del costa de plantasquímicas, resulta:
Tomando como referencia el costo de capital (publicado en la revista "HydrocarbonProcessing", edición Octubre 2002) de una planta de endulzamiento de gas natural que empleaMEA como solvente químico, cuyo proceso es similar al que se ha diseñado en este trabajo; sepuede tener un estimado del costo de la planta requerida para llevar a cabo el proceso deendulzamiento de gas natural con amina impedida estéricamente:
78
CAPITULO IV
ANÁLISIS DE RESULTADOS
Una vez realizado el diseño del proceso de endulzamiento de gas natural con amina impedida
estéricamente, a continuación serán esquematizados los parámetros dados para dicho diseño,
además de, dar resumen del procedimiento analítico llevado a cabo y efectuar el análisis del
comportamiento de variables y parámetros del proceso.
IV.1. Parámetros de diseño
Sección de absorción de los gases ácidos:
• Tasa de gas agrio de alimentación: 20 MMpcnd
• Peso molecular del gas agrio: 20,54 lbm/lbmol
• Gravedad especifica del gas agrio: 0,709
• Contenido de agua en el gas agrio: 0 %molar
• Presión de trabajo del absorbedor: 450 lpcm
• Caída de presión en el absorbedor: 0 lpcm
• Temperatura del gas en el absorbedor: 115 – 120 oF
• Contenido de CO2 en el gas dulce: 60 ppm,v
• Contenido de H2S en el gas dulce: 4 ppm,v
Sección de regeneración de la amina:
• Temperatura de tope del regenerador: 200 oF
• Temperatura de la amina rica: 205 oF
• Temperatura de fondo del regenerador: 248 oF
• Presión de trabajo del regenerador: 10 lpcm
• Temperatura del acumulador de reflujo: 120 oF
• Presión del acumulador de reflujo: 4 lpcm
80
IV.2. Procedimiento analítico
El procedimiento analítico llevado a cabo para realizar el diseño del proceso de endulzamiento
empleando como solvente químico una amina impedida estéricamente, de acuerdo a las
condiciones y parámetros de diseño dados, fue el siguiente:
IV.2.1. Gas natural de alimentación
Se evaluaron las condiciones de presión y temperatura a las cuales llega el gas agrio al proceso
de endulzamiento; también la composición y tasa, además de la cantidad de gases ácidos. Se
determinaron las características del gas agrio, tales como: Flujo molar, presión y temperatura
seudo-críticas, factor de compresibilidad y densidad.
IV.2.2. Gas tratado (gas dulce)
Se evaluaron las condiciones de presión y temperatura a las cuales debe salir el gas dulce del
proceso, la tasa y la cantidad de gases ácidos que debe contener como máximo. Se determinaron
las características del gas dulce, tales como: Flujo molar, presión y temperatura seudo-críticas,
factor de compresibilidad y densidad.
IV.2.3. Gas ácido removido
Por diferencia entre los moles da cada componente ácido que entran al proceso y la
composición final deseada, se calculó la cantidad de gas ácido a remover, el cual es un dato
indispensable que permitió determinar la cantidad de amina impedida requerida. Se debe
mantener presente que conociendo la carga molar de gas ácido que transporta la amina, se puede
calcular su peso, requerido para el trabajo.
81
IV.2.4. Amina usada como solvente químico
Se evaluaron las características de la amina impedida usada para llevar a cabo el proceso de
endulzamiento, tales como: Concentración de la solución acuosa de amina, temperatura de
absorción y desabsorción (o regeneración), cantidad molar de amina requerida para absorber un
mol de gas ácido, carga molar remanente de gas ácido por mol de amina, peso molecular y
densidad.
IV.2.5. Tasa de circulación de amina
Conocida la cantidad de molar de amina impedida requerida para remover un mol de gas
ácido, se determinó la tasa de amina impedida necesaria para llevar a cabo la absorción de gases
ácidos hasta los niveles deseados.
IV.2.6. Amina pobre y amina rica
Se determinaron las composiciones de la corriente de amina pobre que entra al absorbedor y
de amina rica que sale de él, tomando en cuenta la carga molar remanente de gases ácidos;
además de, sus características, tales como: Flujo molar y másico, peso molecular y densidad.
IV.2.7. Calor generado y temperatura de descarga
Se calculó la cantidad de calor generado por efectos de la reacción entre el gas ácido y la
solución de amina, así como también la cantidad de calor que a su vez recoge el gas en su
ascenso hacia el tope del absorbedor.
Estos cálculos se hicieron tomando en cuenta que al calor total producido se le resta el
absorbido por el gas, y así se obtuvo la cantidad de calor que permanece en la solución de amina.
Luego, se determinó la temperatura de salida de la corriente de amina rica en la parte inferior del
absorbedor.
82
IV.2.8. Intercambiadores
El cálculo del intercambiador amina – amina, esta limitado por la temperatura máxima a la
cual se puede llevar la amina rica a la entrada del regenerador, la cual es de 205 oF. El calor que
requerido por la amina rica fue absorbido de la corriente de amina pobre que sale del regenerador,
aprovechando la alta temperatura de la misma y enfriándola a la vez. Además, se calculó la
cantidad de calor transferido y el área de transferencia de calor.
En un segundo intento, se bajó la temperatura de la corriente de amina pobre hasta la
condición de entrada al absorbedor. Para tal fin, se puede emplear agua o aire como medio de
enfriamiento. Se determinó el modelo de intercambiador más adecuado, según lo recomendado
por la GPSA (1998 y 2004). Se calculó la cantidad de calor transferido y el área de transferencia
de calor.
IV.2.9. Carga calórica del rehervidor
Para calcular la cantidad de calor requerido en el rehervidor fue necesario calcular
previamente la cantidad de calor requerida para elevar la temperatura de la amina rica en la
entrada del regenerador hasta la temperatura de regeneración de la amina, luego se calculó el
calor total de vaporización del agua, y el resultado de la suma de estas dos cantidades de calor
más el calor de reacción dio como resultado la carga calórica del rehervidor.
IV.2.10. Gas de cola
Se determinó la composición y características del gas de cola que sale del regenerador y del
que sale del acumulador de reflujo. El gas de cola está formado por el gas ácido removido de la
solución de amina y el agua que transporta, la cual se obtuvo mediante un equilibrio molar entre
los fluidos que suben en el regenerador y aquellos que llegan con la corriente de amina rica.
IV.2.11. Reflujo
Por diferencia entre los moles de agua que salen por el tope del regenerador y los que salen
con el gas de cola del acumulador de reflujo, se determinó la cantidad de agua que regresa al
regenerador, el reflujo.
83
Se debe tener presente que la cantidad de agua que se pierde con el gas de cola del acumulador
de reflujo, representa la cantidad de agua que debe ser repuesta al reflujo.
IV.2.12. Bombas
Conocida la tasa de reflujo y el diferencial de presión a vencer en el regenerador, se
determinaron las características de la bomba de reflujo, que incluye el cabezal o carga requerida
para realizar su trabajo.
Por otro lado, conocida la tasa de circulación requerida de amina pobre y el diferencial de
presión en el absorbedor, se calculó la potencia requerida por la bomba de amina.
IV.2.13. Dimensionamiento de equipos o componentes de la sección de regeneración
Tomando como dato, la tasa de circulación de amina pobre, se pudo estimar las dimensiones
(diámetro y altura) de los equipos que integran la sección de regeneración, tales como: Tanque de
abastecimiento, acumulador de reflujo, tanque de venteo, además de los filtros para la corriente
de amina rica y pobre.
IV.2.14. Condensador del tope del regenerador
Dadas las temperaturas de entrada y salida de la corriente de gas de cola a través del
condensador del tope del regenerador, se calculó la cantidad de calor que fue necesario extraerle
para así poder condensar la amina y el agua arrastrada por dicha corriente de gas. Además, se
determinó el área de transferencia de calor. Se determinó el modelo de intercambiador más
adecuado, según lo recomendado por la GPSA (1998 y 2004). Empleando como medio de
enfriamiento, bien sea agua o aire, dependiendo de la disponibilidad, facilidades y costo.
IV.2.15. Dimensionamiento del absorbedor
Fue factible calcular el área y diámetro del absorbedor, partiendo de la “Ecuación de Souders
y Brown”. Tomando en cuenta una velocidad entre el 60 y el 80% de la que se utilizaría en un
separador. Otro método utilizado para determinar el diámetro de este equipo, fue la “Ecuación de
84
Barton”. El dimensionamiento se llevo a cabo, tomando en cuenta que la literatura recomienda
agregar un 20% del diámetro para la fase líquida (amina) en el absorbedor.
Se determinó el número de platos o bandejas requeridas por el absorbedor, empleando el
método recomendado por la GPSA (1998 y 2004), el cual es conocido como método de
“Absorción Promedio de Krenser y Brown”.
Seleccionando el espaciamiento entre platos, la altura mínima de líquido, y considerando el
espacio requerido para el extractor de niebla, se determinó la altura del absorbedor.
IV.2.16. Dimensionamiento del regenerador
El área y diámetro del regenerador se determinó con la sumatoria de las áreas requeridas para
el gas y el líquido. Es una técnica común asignar una velocidad de 1,0 pie/seg al vapor en el
recipiente y 0,25 pie/seg al líquido que cae por las bandejas. Así como garantizar entre el 10 y el
20% del área total.
Se determinó el número de platos requeridos por el regenerador, utilizando el método
recomendado por la GPSA (1998 y 2004), el cual es similar al de “Krenser y Brown” y es
conocido como “Factor de despojamiento”.
Seleccionando el espaciamiento entre platos y la altura mínima de líquido, se determinó la
altura del regenerador.
IV.2.17. Dimensionamiento del separador de entrada y tope del absorbedor
Para el cálculo del área y diámetro del separador de entrada y tope del absorbedor, se empleó
el método recomendado por la GPSA (1998 y 2004), el cual hace uso de la “Ecuación de Souders
y Brown”. La altura de este equipo, se determinó tomando en cuenta la “Relación de Esbeltez”, 2
< L/D < 6.
IV.3. Comportamiento de variables y análisis de parámetros del proceso
IV.3.1. Variables primarias
No hay una solución simple, única, correcta en el diseño de un proceso de endulzamiento con
aminas impedidas estéricamente. Las principales variables consideradas fueron:
85
• Concentración de la solución de amina impedida.
• Relación práctica amina:gas ácido.
• Cantidad remanente de gas ácido en la corriente de amina pobre.
Los datos de presión parcial de equilibrio que se tienen, los cuales han sido presentados por
Pappa y col. (2006), están dados para una concentración de la solución de amina del 100%, la
cantidad molar remanente de H2S en la solución de amina pobre varia entre 0,001-0,01 según
estudios realizados por Linden y Savage (1983), Linden y col. (1987); siendo la cantidad molar
remanente de CO2 igual a 0,1 según el estudio realizado por Hook (1997). Quedo como variable
principal la cantidad molar práctica de amina requerida para absorber un mol de gas ácido, la cual
se ha considerado que varia entre 1,5-2:1.
La concentración de amina utilizada fue del 50%, ya que esta concentración se dispone de
información acerca de las características y propiedades de la amina AMP. Al efectuar el diseño
del proceso, se determinó que emplear una relación AMP:GA y (lbmolH2S/lbmolAMP)remanente igual
a 1,75:1 y 0,005, respectivamente; se requirió una tasa de circulación de amina pobre lo
suficientemente conservadora, permitiendo así la viabilidad económica y gran eficiencia del
proceso de endulzamiento diseñado.
IV.3.2. Propiedades y características de la amina usada como solvente químico
Maddox, R. and Campbell, J. (1998) Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas Treating and Liquid Sweetening, Fourth Edition. Publisihed by Campbell Petroleum Series. Oklehoma, U.S.A.
Martínez, M. J. (1995) Endulzamiento del gas natural. Serie Ingeniería de gas, principios y aplicaciones. Ingenieros Consultores, S.R.L. Impreso en los talleres gráficos Germore, C.A. Maracaibo, Venezuela. Perry, R. y Green, D. (2001) Manual del Ingeniero Químico, Séptima Edición (cuarta edición en español), Volumen I al IV. Copyright por McGraw-Hill, Inc. Madrid, España. Uson, R. (1974) Química Universitaria Básica. Reimpresión. Editorial Alhambra, S.A. Madrid, España.
Artículos Chan, C., Maham, Y., Mather, A. E. and Mathonat, C. (2002) Densities and volumetric of the aqueous solutions of 2-amino-2-methyl-1-propanol, n-butyldiethanolamine and n-propylethanolamine at temperatures from 298.15 to 353.15 K. Fluid Phase Equilibria. 198, 239-250. Chiu, L. F., Liu, H. F., Li, M. H. (1999) Heat Capacity of Alkanolamines by Differential Scanning Calorimetry. J. Chem. Eng. Data. 44, 631-636.
96
Crynes, B. L. and Maddox R. N. (1969) How to determine reaction heats from partial-pressure data. December 15, Journal Article, Oil & Gas Journal, 65-67. Goldstein, A. M., Beisner, W. D., Edelman, A. M., Ruziska, P. A. (1984) Hindered amines yield improved gas treating. July 16, Journal Article, Oil & Gas Journal, Vol/Issue: 82:29. Han, K. H. , Lee J. S. and Min, B. M. (2006) Absorption Equilibrium of CO2 in the Sterically Hindered Amine, AMP Aqueous Solution. Korean Chem. Eng. Res. 42, 197-202. Hook, R. J. (1997) An Investigation of Some Sterically Hindered Amines as Potential Carbon Dioxide Scrubbing Compounds. Ind. Eng. Chem. Res. 36, 1779-1790. Mandal, B. P., Biswas, A. K. and Bandyopadhyay, S S. (2004) Selective absorption of H2S from gas streams containing H2S and CO2 into aqueous solutions of N-methyldiethanolamine and 2-amino-2-methyl-1-propanol. Separation and Purification Technology. 25, 191-202. Linden, G. S., and Savage, D. W. (1978) Process for removing acid gases with hindered amines and amino acids. United States Patent No. 4.094.957. June, 13. Linden, G. S., and Corona del Mar, F. L. (1978) Process for removing carbon dioxide containing acidic gases from gaseous mixtures using a basic salt activated with a hindered amine. United States Patent No. 4.112.050. September, 05. Linden, G. S., and Savage, D. W. (1983) Sterically Hindered Amines for CO2 Removal from Gases. Ind. Eng. Chem. Fundam., 22, 239-249. Linden, G. S.; Ho, W.S. and Savage, D. W. (1987) Sterically hindered amines for acid-gas absorption. Sep & Purification Methods. 16, 171-200. Pappa, G. D., Anastasi, Ch., Voutsas E. C. (2006) Measurement and thermodynamic modeling of the phase equilibrium of aqueous 2-amino-2-methyl-1-propanol solutions. Fluid Phase Equilibria. 243, 193-197. Yih, S. M. and Shen, K. P. (1988) Kinetics region of Carbon Dioxide Reaction with Sterically Hindered of 2-amino-2-methyl-1-propanol Aqueous solutions. Ind. Eng. Chem. Res. 27, 2237-2241. Zhang, P., Yao. Shi, Y. and Wei, J. W. (2007) Kinetics region and model for mass transfer in carbon dioxide absorption into aqueous solution of 2-amino-2-methyl-1-propanol. Separation and Purification Technology. 56, 340-347. Trabajos de Grado
Gattuso, Stephen A. (2007) Carbon dioxide capture by tertiary amidine functional adsorbents. Master thesis. University of Pittsburgh, 2007.
El dimensionamiento, además de que afecta la tasa de circulación del solvente es importante por los siguientes aspectos: se debe evitar velocidades excesivas, agitación y turbulencia y debe haber espacio adecuado para la liberación del vapor.
• Acondicionamiento del Gas de Entrada
Especialmente es importante la filtración y remoción de líquidos presentes en el gas de entrada; tanto las partículas sólidas como los líquidos presentes en el gas ocasionan problemas en las plantas de aminas. Se deben remover partículas de hasta 5 micrones.
• Selección de Materiales
La mayoría de las plantas de aminas son construidas con aceros inoxidables al carbono pero por las condiciones de corrosión, presión y temperatura a las que tienen que trabajar es muy común operaciones de reposición de piezas o partes por su estado de alteración por corrosión al cabo de tiempos de operación relativamente cortos. Se recomienda el uso de aceros resistentes a la corrosión con espesor de tolerancia para la misma de aproximadamente 1/8 de pulgada para los recipientes y además monitoreo del problema de corrosión.
• Filtrado de la Solución
Es una de las claves más importantes para el funcionamiento adecuado de una planta de aminas. Generalmente los operadores no usan filtros para evitar problemas de taponamiento, pero el hecho de que este se presente es una prueba de la necesidad de filtración. Los filtros remueven partículas de sulfuro de hierro y otros materiales tipo lodo que tratan de depositarse en los sistemas de endulzamiento; si estos materiales no se remueven tienen tendencia a formar espumas y crear problemas de corrosión. Por los filtros se circula entre un 10 y 100% de la solución siendo el promedio entre 20 y 25%; mientras mayor sea el porcentaje filtrado mejor será la calidad de la solución, pero se requiere mayor mantenimiento de los filtros. La caída de presión a través del filtro se toma como referencia para el cambio del mismo. El tamaño de poro del filtro puede variar desde uno hasta micrones dependiendo de las características de las partículas a remover pero una selección de un filtro de 10 micras es típica y parece adecuada.
• Pérdidas y Degradación de las Aminas
Este es un aspecto importante por varias razones, entre ellas: El solvente perdido se debe reemplazar y esto representa una fracción apreciable de los costos de operación. El solvente degradado reduce la cantidad de solvente activo, acelera la corrosión y contribuye a la formación de espumas. Las pérdidas de solvente se pueden reducir usando ”reclaimers” y filtros, instalando despojadores a la salida del absorbedor y el regenerador, teniendo un colchón de gas (Gas Blanketing) en el tanque de abastecimiento del solvente y diseñando adecuadamente los sistemas intercambiadores de calor para reducir el flujo de calor. Si el vapor es el medio de calentamiento no debe estar a temperaturas mayores de 300 °F y 50 Lpcm y cuando es aceite caliente su temperatura no puede ser mayor de 350 °F.
99
• Formación de Espumas
Las espumas pueden reducir la calidad del gas de salida, porque reducen el contacto gas – líquido y ocasionan un arrastre excesivo de aminas. Algunas veces se hace necesario el uso de inhibidores de espumas y es necesario el trabajo en el laboratorio para determinar el tipo de inhibidor y la cantidad del mismo. Algunas veces una pequeña cantidad de inhibidor puede resolver el problema, pero una cantidad mayor del mismo lo puede reiniciar. Cuando se observa una caída de presión alta en el absorbedor se debe realizar una inspección del antiespumante. La formación de espumas se debe intentar controlar con el uso del “reclaimer” y filtración, el uso de inhibidores será un último recurso pues ellos solo controlan el problema no lo resuelven. Una causa de formación de espumas que a menudo no se tiene en cuenta es la condensación de hidrocarburos en el absorbedor, esto se puede controlar manteniendo la temperatura de la solución pobre (la que está entrando al absorbedor) a una temperatura 10-15 °F por encima de la temperatura del gas de entrada y para gases muy agrios se pueden requerir diferencias aún mayores.
• Operación del Regenerador
Temperaturas altas de regeneración mejoran la capacidad de remoción de gases ácidos pero también aumentan las posibilidades de corrosión y de degradación del solvente. Las soluciones de amina pobre deben salir del regenerador a temperaturas no mayores de 260 °F (280 °F para la DGA) y en promedio entre 230 y 250 °F para prevenir la degradación térmica. Cuando se tiene planta recuperadora de azufre la presión del regenerador requerida para forzar el gas a la unidad recuperadora puede resultar en temperaturas más altas. El diseño del rehervidor también involucra consideraciones importantes. Debe haber espacio adecuado entre tubos para permitir la liberación del vapor. Los tubos siempre deben estar cubiertos con algunas pulgadas de líquido y se debe garantizar un flujo estable de calor que no exceda los 12000 BTU/pie2/h.
• Operación del Recuperador “Reclaimer”
La función del reclaimer es reversar las reacciones de degradación de las aminas destilando las aminas recuperables y el vapor de agua y dejando un producto no regenerable, con aspecto de lodo, el cual hay que remover periódicamente. El “reclaimer” maneja entre 1 y 3% de la tasa de circulación del solvente y debe tener orificios de acceso para remover los residuos no regenerables. Algunos “reclaimers” trabajan de forma intermitente, otros de forma continua, algunos al vacío y otros a presiones ligeramente por encima de la presión atmosférica.
• Corrosión
Esta es quizás la principal preocupación en la operación de una planta de endulzamiento y los procedimientos planteados antes para controlar problemas de operación en las plantas de endulzamiento también sirven para controlar la corrosión. Una planta de aminas diseñada adecuadamente debe tener posibilidades de instalación de cupones que permitan monitorear el problema de corrosión. Algunas veces puede ser necesario el uso de inhibidores y en este caso se debe garantizar la compatibilidad del inhibidor con la solución del solvente para evitar problemas de espumas y degradación del solvente.
100
APÉNDICE B
ECUACIONES UTILIZADAS EN EL CAPITULO III Ec. B-1. Flujo volumétrico de gas
( )P
TNCqq g
g *520*..@*696.14
=
Ec. B-2. Peso molecular de la mezcla
∑=
=n
iii MyM
1*
Ec. B-3. Gravedad específica del gas
aire
gg M
M=γ
Ec. B-4. Temperatura seudo-crítica
∑=
=n
iii TcysTc
1*
Ec. B-5. Presión seudo-crítica
∑=
=n
iii PcysPc
1*
Ec. B-6. Moles totales de la mezcla
∑=
=n
iii nyn
1*
Ec. B-7. Ley de Raoul
PyPp ii *=
Ec. B-8. Temperatura de rocío
∑=
=
⎪⎪⎭
⎪⎪⎬
⎫
⎪⎪⎩
⎪⎪⎨
⎧
⎥⎦⎤
⎢⎣⎡
⎟⎠⎞⎜
⎝⎛ −
=n
i i
ig
TrTb
yTr1
11*07.10exp*7.14
Pr*
Ec. B-9. Temperatura seudo-crítica corregida ( ) ξ−= sTcsTc corr
Ec. B-10. Presión seudo-crítica corregida
( ) ( )( )[ ]SHSH
corrcorr yysTc
sTcsPcsPc22
1**
−+=
Ec. B-11. Presión seudo-reducida
( )corrsPcPs =Pr
Ec. B-12. Temperatura seudo-reducida
( )corrsTcTsTr =
Ec. B-13. Densidad del gas a C.O.
TRZMP
g ***
=ρ
Ec. B-14. Factor de normalización
entrada
salida
HCsHCsFn =
Ec. B-15. Temperatura de salida
TTT entsal ∆+=
Ec. B-16. Temperatura promedio
2entsal
promTTT +
=
Ec. B-17. Flujo molar de gas que sale del absorbedor ( ) ( ) ( )
remgaentgsalg nnn −=
101
Ec. B-18. Tasa de gas que sale del absorbedor
( ) 24**Vnnqsalgg =
Ec. B-19. Flujo molar de gas ácido removidos en el absorbedor ( ) ( ) ( )
salgaentgaremg nnn −=
Ec. B-20. Flujo másico de amina requerido
( ) ( )[ ]acsol
AMPGAAMPremgaAMP AMP
Mlbmollbmolnm
−
=**
Ec. B-21. Tasa de circulación de amina
( ) 3600*%50AMP
AMPAMP
Mqρ
=
Ec. B-22. Moles de agua en la amina pobre
[ ]( )OH
AMPacsolOH M
nAMPn2
2
*1 −−=
Ec. B-23. Moles de amina en la solución pobre
( ) ( )GAAMPremgaAMP lbmollbmolnn *=
Ec. B-24. Moles de CO2 en la solución de amina pobre
( ) ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
AMP
CO
GA
AMPremgaCO lbmol
lbmollbmollbmolnn 2
2**
Ec. B-25. Moles de H2S en la solución de amina pobre
( ) ⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
AMP
SH
GA
AMPremgaSH lbmol
lbmollbmollbmolnn 2
2**
Ec. B-26. Masa total de la mezcla
∑=
=n
iii mym
1*
Ec. B-27. Densidad la mezcla líquida
∑=
=n
iiiy
1
* ρρ
Ec. B-28. Gravedad específica del líquido
OH
ii
2ρργ =
Ec. B-29. Moles de CO2 en la solución de amina rica ( ) ( ) ( )
remCOpobreAMPCOricaAMPCO nnn222
+=−−
Ec. B-30. Moles de H2S en la solución de amina rica ( ) ( ) ( )
remSHpobreAMPSHricaAMPSH nnn222
+=−−
Ec. B-31. Calor específico de la mezcla
∑=
=n
iii CpyCp
1*
Ec. B-32. Calor específico promedio
221 CpCpCpprom
+=
Ec. B-33. Cantidad de calor transferido o removido
TCpnQ ∆= ** Ec. B-34. Ley de Henry
[ ]ieCompopnentHPp ii *=
Ec. B-35. Calor de reacción
⎪⎪
⎭
⎪⎪
⎬
⎫
⎪⎪
⎩
⎪⎪
⎨
⎧
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛−
⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=∆
21
1
2
11
*ln*
403953.51
TT
RPpPp
Hr i
i
i
102
Ec. B-36. Cantidad de calor de reacción
iiii HrMnQr ∆= **
Ec. B-37. Cantidad de calor de reacción total
∑=
=n
iiQrQr
1
Ec. B-38. Cantidad de calor total
QQrQT −= Ec. B-39. Cantidad de calor transferido o removido
TCpmQ ∆= ** Ec. B-40. Diferencial de temperatura
12 TTT −=∆ Ec. B-41. Parámetro para determinar el factor F
11
12
tTttP
−−
=
Ec. B-42. Parámetro para determinar el factor F
12
21
ttTTR
−−
=
Ec. B-43. Diferencial de temperatura media logarítmica
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛∆∆∆−∆
==∆
2
1
21log
lnTT
TTLMTDT
Ec. B-44. Diferencial de temperatura media logarítmica corregido
( ) FLMTDCMTDTm *==∆
Ec. B-45. Cantidad de calor transferido o cedido
mTAUQ ∆= **
Ec. B-46. Fracción molar de CO2
( )( ) ( )[ ]
remCOricaAMPCO
remCOCO nn
ny
22
2
2 +=
−
Ec. B-47. Flujo molar del gas cola que sale del regenerador
( )2CO
remgagc y
nn =
Ec. B-48. Moles de agua en el gas de cola que sale del regenerador
( )22
1* COgcOH ynn −=
Ec. B-49. Moles de CO2 en el gas de cola que sale del regenerador ( ) ( )
remCOregsalCO nn22
=−
Ec. B-50. Moles de H2S en el gas de cola que sale del regenerador ( ) ( )
remSHregsalSH nn22
=−
Ec. B-51. Flujo volumétrico de agua que sale del acumulador
36002
22
2 ++
=OH
OHOHOH
Mnq
ρ
Ec. B-52. Relación de reflujo
( )acumsalOH
gcnR
−
=2
ρ
Ec. B-53. Calor de vaporización
HmQvap ∆= *
103
Ec. B-54. Cantidad de calor requerida por el rehervidor
vapregreh QQQrQ ++=
Ec. B-55. Cabezal o carga de la bomba
i
PHγ∆
=*31.2
Ec. B-56. Potencia hidráulica de la bomba
1714* PqHPH i ∆
=
Ec. B-57. Potencia al freno de la bomba
nHPHBPH =
Ec. B-58. Velocidad de partícula
g
gig FactorK
ρρρ
ν−
= **
Ec. B-59. Área disponible
νqA =
Ec. B-60. Área disponible total
8.0AAt =
Ec. B-61. Diámetro del recipiente
1416.3*4 AD =
Ec. B-62. Ecuación de Barton
PyTy
CqB
Ai
gg
**
**
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛=
Ec. B-63. Factor de absorción promedio
( )remgaprom
pobreAMP
nKn
FAP*−=
Ec. B-64. Eficiencia de absorción
( )( )
entga
remga
nn
Ea =
Ec. B-65. Número de platos reales
p
teorireales n
nn cos=
Ec. B-66. Altura del recipiente
( )liquidodeNivelniebla
deExtractorntoEspaciamienh reales
++= *
Ec. B-67. Eficiencia de despojamiento
( )( )
remga
salga
nn
Es =
Ec. B-68. Constante de equilibrio en función de la constante de Henry
PHK =
Ec. B-69. Factor de despojamiento
( )( )entAMP
salga
nnK
St*
=
Ec. B-70. Índice de costo de equipamiento y planta “CEPI”