Endulzamiento Del Gas-natural

Marcías J. Martínez

Endulzamiento del  2013 Gas Natural 

Ingeniería de Gas, Principios y Aplicaciones

Orlando Melgar PSIG

08/07/2010

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL INTRODUCCIÓN  Este libro relativo a la eliminación de los componentes ácidos del gas natural, una serie de procesos que nos hemos dado en llamar  Endulzamiento. Corresponde al cuarto tomo de la serie Ingeniería de Gas, Principios y Aplicaciones, que pretende hacer llegar hasta los estudiosos del habla hispana una recopilación de conocimientos inherentes a este campo de la ingeniería, en lenguaje materno.  A pesar de lo extenso del tema, se trabaja principalmente con los procesos que usan aminas, los más conocidos. Se ha escrito de tal forma que tanto los ingenieros como los operadores puedan conseguir un material de lectura utilizable en la solución de los problemas de campo que ocurren con mayor frecuencia. Está organizado en cuatro capítulos, los cuales más que un compendio tecnológico completamente orig origin inal al es una una reco recopil pilac ació ión n escr escritita a para para múlt múltipl iples es prop propós ósititos os,, todo todoss rela relaci cion onad ados os con con el entrenamiento del personal de la industria del petróleo y del gas natural. El Capítulo I titulado: Endulzamiento o desacidificación del Gas Natural, empieza analizando los compuestos indeseables que más frecuentemente aparecen con el gas. Se estudian las diferentes patentes que actualmente se consiguen en el mercado, dando una breve explicación de cada uno de estos procesos. El lector observará que, en otras secciones del libro, se vuelven a tocar algunos aspectos que ya fueron discutidos. Ha sido la intención del autor refrescar los conocimientos supuestamente aprendidos antes de entrar en un nuevo tema interconectado. El Capítulo 2, dedicado a la operación de las plantas de endulzamiento que trabajan con aminas, es una recopilación de carácter práctico que aprovecha las publicaciones de profesionales de mucha experiencia en las empresas que se dedican a este ramo. Comienza analizando las partes de una planta y explicando cómo trabajan estos sistemas y entra, posteriormente, en todo lo inherente inherente a los diferentes diferentes detalles operacional operacionales es que suelen suelen encontrars encontrarse. e. Realmente, Realmente, pensamos que que quié quién n se dedi dediqu que e a estu estudi diar ar dete deteni nida dame ment nte e esta esta info inform rmac ació ión n capi capita taliz lizar ará á un vali valios oso o aprendizaje muy útil cuando se deban enfrentar problemas de campo. Se cont contin inúa úa con con el estu estudi dio o de los los solv solven ente tess form formul ulad ados os,, toma tomand ndo o como como ejem ejempl plo o la + Metildietanolamina (MDEA ), algo que se ha vuelto muy común en los últimos años y que ha servido para minimizar los dolores de cabeza de la gente que tiene la obligación de entregar un gas natural libre de contaminantes ácidos a los usuarios. Se trata con detenimiento lo relativo al arranque y parada de una planta, el control de la corrosión, los inconvenientes que ocasiona la formación de espuma y la forma de controlarla y aspectos básicos como la necesidad de mantener  el gas dentro de las especificaciones del diseño. El texto está escrito en un lenguaje sencillo, fácil de leer y de entender. El grupo de diseños que se discute en el capítulo 3 es, quizás, uno de los mejores aportes que se hacen con la puesta del libro al alcance de los ingenieros de Latinoamérica. A fin de facilitar la compre comprensi nsión, ón, se explic explica a con detalle detalle el primer primer caso, dedicado dedicado al análisi análisiss de una planta planta de Monoetanolamina (MEA), indicando aspectos, tales como: el punto específico en el cual se hizo el cálculo o la figura o tabla en la cual se apoya para comprobar resultados, despejando–con los respectivos análisis numéricos-las interrogantes que suelen dejar los representantes de equipos y partes, cuando reportan sus resultados como una caja negra. Este primer proyecto compara los resultados con las cifras que se obtendrían en un simulador  comercial. Ello permite formarse una idea de qué tan lejos están los resultados de un diseño final.

Se transcribe luego, la secuencia de la normativa de PDVSA para el cálculo de una planta de DEA. Creemos que un proceso iterativo de esta naturaleza sería muy provechoso para quienes se dediquen a la elaboración de simuladores. El ingeniero podrá, al revisar estos conceptos, comparar  el primer primer diseño diseño (MEA) con la segunda segunda metodologí metodología a y así irá adquiriendo adquiriendo la seguridad seguridad necesaria necesaria para garantizar las respuestas. El tercer diseño se refiere a un sistema de solventes formulados, en el cual se toma la MDEA como base para preparar preparar la solución. solución. Se usa como ejemplo, ejemplo, una planta que recientem recientemente ente ha sido puesta en funcionamiento en el país. Para muchos profesionales, la información que aquí se suministra es totalmente desconocida. Desde ese ángulo el trabajo será una puerta para ingresar a un nivel superior del comportamiento del gas natural. Se concluye el capítulo capítulo con un ejercicio sencillo sencillo de esponja de hierro. hierro. A pesar de su simplicidad simplicidad,, muchas personas necesitan eliminar los componentes ácidos de volúmenes pequeños de gas con muy poca inversión. El ejemplo que se analiza podría ofrecer esta alternativa. El cuarto y último capítulo se refiere al Análisis de Fallas. En realidad, después que el lector haya estudiado estudiado todo el material, material, llegará llegará a la conclusión conclusión de que ya esto se ha dicho en otras partes partes del texto, pero la forma cómo se presenta y el uso de información cruzada, escrita en lenguaje directo y simple, facilita mucho la aprehensión de los datos necesarios para operar una planta de manera óptima. Este capítulo está dividido en tres secciones: una primera, dedicada a garantizar, con un resumen, el dominio del tema; la segunda tiene la intención de dejar claro qué se debe hacer en cada caso y ante cada interrogante y la tercera compendia en un cuestionario de más de 100 preguntas lo que todo operador de plantas de endulzamiento debería saber sobre este tema. No es exagerado afirmar que si el operario se dedicara únicamente a revisar los conceptos que se ofre ofrece cen n al fina finall del del volu volume men, n, ya tend tendrí ría a el entr entren enam amien iento to nece necesa sari rio o para para garan garantitiza zarr el funcionamiento de la planta.  Al leer esta parte, el lector deberá recordar que, en la mayoría de los casos, los parámetros que se mencionan están referidos a la planta de MDEA + que se toma como ejemplo a los propósitos del análisis del proceso y del diseño. El auto autorr dese desea a deja dejarr cons consta tanc ncia ia de su agrad agradec ecim imie ient nto o a toda todass las las pers person onas as,, empr empres esas as e instituciones que, con sus aportes directos y consejos, han permitido que este trabajo salga a la calle y especialmente a los participantes que, al leer estas notas, contribuyan con su sana crítica al mejoramiento de las posteriores ediciones.

CAPÍTULO 1 ENDULZAMIENTO O DESACIDIFICACIÓN DEL GAS NATURAL 1. ¿QUÉ ES UN GAS ÁCIDO? Un gas transportado o destinado al consumo doméstico, que contenga más de 0,25 granos de H 2S por 100 pies cúbicos ó 4 ppm,v se considera un gas ácido. Si este gas es usado como combustible para rehervidores, calentadores de fuego directo ó para motores de compresores, se puede aceptar hasta 10 granos de H 2S por 100 pies cúbicos. En algunas localizaciones remotas se utilizan gases de hasta 2% de H 2S, depend dependien iendo do de las proximidades de habitantes y de la vegetación; esto debe considerarse con extremo cuidado debido al impacto impacto ambiental ambiental que pudiera pudiera causar causar una descarga contaminante contaminante de esta naturaleza. naturaleza. Las normas CSA, específicamente, la No. 2184 para tuberías, define un gas ácido como aquel que

contiene más de 1 grano de H 2S/100 pies cúbicos de gas lo cual es igual a 16 ppm. (1 gramo =15,43 granos). La definición de gas ácido aplica también al contenido de CO 2, el cual no es tan indeseable como el H2S. Generalmente es práctico reducir el contenido de CO 2 por debajo del 2% molar. La GPSA define la calidad de un gas para ser transportado como aquel que tiene 4 ppm de H 2S; 3% de CO2 y > 6 a 7 lbs. de agua/ 1.000,0 pcn (Ref. No. 3, pag. 20). 



El lector deberá verificar la temperatura de rocío del gas a la presión de operación, con un contenido de 7 lbs. de agua por millón de pies cúbicos, a condiciones normales, con el fin de poder  transportarlo sin el riesgo de producción de agua líquida o hidratos.

2. CONTENIDO DE GASES ÁCIDOS EN EL GAS NATURAL En la Tabla No. 1-1, se presentan algunas composiciones típicas de gases en diferentes áreas. Podemos mencionar la existencia de gases ácidos asociados a crudos, los cuales son muy difíciles de manejar, debido a su elevado contenido de H 2S, de hasta 20.000,0 ppm,v. Estos gases provienen de las formaciones profundas del Cretáceo, las cuales se caracterizan por su alto contenido de azufre. Obsérvese también la presencia de gas libre, con gran contenido de dióxido de carbono: 15,6% molar, 12,5% dependiendo de los diferentes lugares. Se dispone de gases con contenido de hasta 20.000 ppm,v de H 2S, 30ppm,v y gases dulces. En la Patagonia, Argentina, existen pozos con un contenido de CO 2 del 90% molar. Otros componentes indeseables de naturaleza ácida son el sulfuro de carbonillo (COS), el cual es un compuesto inestable corrosivo y tóxico que generalmente se descompone en CO 2 y H2S; los mercaptanos de fórmula general RSH, donde los más comunes son el metil y el etilmercaptano, reconocibles por su olor y el poder corrosivo. Además son compuestos inestables que reaccionan con algunos solventes, descomponiéndolos. Los disulfuros, de fórmula general (RS 2), entre los cuales el más sencillo es el disulfuro de carbono (CS 2); también son inestables, aunque más establ estables es que los mercap mercaptan tanos; os; adicion adicionalm alment ente, e, son corros corrosivo ivoss y tóxicos tóxicos.. El oxígen oxígeno o (O 2), el monóxido de carbono (CO) y el mercurio (Hg) son otras impurezas comunes en el gas natural. Este último, particularmente dañino en los intercambiadores de calor a base de aluminio (cajas frías) que se utilizan en la tecnología criogénica.

Tabla No. 1 -1. Composición típica del gas natural en diferentes áreas de Venezuela. Componente Metano Etano Propano I -Butano n-Butano I -Pentano n-Pentano Hexano Heptano

Occ idente 73.10 11.00 6.00 1.10 1.90 0.60 0.50 0.50 0.40

Guaric o 90.60 2.60 1.10 0.40 0.20 0.30 0.20 0.30 0.30

Oriente 76. 90 5.80 2.50 0.50 0.60 0.30 0.20 0.20 0.40

CO2

4.40

4.00

12. 50

9.20

0.20

N2

0.50

0.10

0.10

0.10

100.00

100.00

100.00

100.00

50.00

0.00

0 - 30

0.00

0.80

0.65

0.77

0.78

0.64

1,271.53

1,059.07

1,029.60

1,125.52

1,134.27

11,314.92

9,425.75

9,161.75

10,015.73

10,093.61

100.00 H2S (ppm) Grav. Es pec. 3

BTU/pie 3

kcal/m

6 a 20, 000

Oriente Cos ta afuera 75.10 90.50 8.00 5.00 4.60 2.20 0.90 0.40 1.10 0.70 0.30 0.30 0.30 0.20 0.20 0.20 0.20 0.20

3. PROCESOS DE ENDULZAMIENTO O DESACIDIFICACION Probablemente hubiera sido mejor hablar de desacidificación, en lugar de endulzamiento. No obstante, obstante, habiéndolo habiéndolo traducido traducido así del inglés, se introdujo introdujo en el lenguaje lenguaje cotidiano y permaneció permaneció para el uso rutinario. Se debe tener presente que su uso denota la eliminación de los componentes ácidos del gas natural, por lo general el dióxido de carbono y el sulfuro de hidrógeno. A los efectos del tema en estudio, otros componentes ácidos como el COS y el CS 2, tienen una gran importancia debido a su tendencia a dañar las soluciones que se utilizan para endulzar el gas y, por lo general, no se reportan dentro de la composición del gas que se va a tratar, una costumbre muy costosa para la industria. El término "tratamiento" es mucho más amplio, porque introduce – además del endulzamiento del gas natural - la eliminación del agua y otros componentes indeseables. 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.

4. TIPOS DE PROCESOS 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7.

En esencia, hay siete categorías de procesos de desacidificación o endulzamiento : Procesos con solventes químicos Procesos con solventes físicos. Procesos con solventes híbridos o mixtos. Procesos de conversión directa (solamente para remoción del H 2S) Procesos de lecho sólido o seco, membranas y otros. Membranas y otros procesos de endulzamiento. Procesos criogénicos

TABLA No. 1 – 2 CARACTERÍSTICAS GENERALES DE LOS PROCESOS DE ENDULZAMIENTO

Principios Principios de Re m oc oción de H2S CARGA O REMOCIÓN DE H2S

Cantidad Cantidad de H2S Pur ez a Requer ida Energía en el Regenerador   Aplicac ión Tí Típica

Solventes Solventes Quím ico s

Solventes Solventes Fís ico s

Re ac acción Quím ica

Abs or or ci ción Fís ica

C A R G

C A R G

Conversión Dir e cta Conversión Quím ic ica a Az u fr e C A R G

Lecho Se co a) Ads or or ci ción Qca. b)Ads or ción Fs ca. C A R G

(a)

(b)

P H2S

P H2S

P H2S

P H2S

Limitada por Es tequiometr ía

Limitada por Es tequiometr ía

Gr ande Moder ada / A lta

Pr opor c ional a la pr es ión par c ial de H2S Muy Gr ande A lta

Baja Moder ada / A lta

Limitada por : a) Es tequiometría b) A r ea Super f ic ial Muy Baja a) Muy A lta b) A lta

Gr ande

Baja

Moder ada

Moder ada

Remoc Remoc ión Contínua Gran Variedad de  A plicaciones

Remoción en Masa y Remociones Remociones contínuas

Proc esos Contínuos Contínuos

a) Lechos Protec. b)Operac. Cíclicas

Una séptima categoría, los procesos criogénicos de remoción no se discuten aquí, por tratarse de una tecnología especial que se aplica solamente en circunstancias excepcionales. En la Tabla No 1-2, se resumen las características generales de estos grupos o categorías de procesos.

4.1 PROCESOS CON SOLVENTES QUÍMICOS En estos procesos los componentes ácidos del gas natural reaccionan químicamente con un componente activo, para formar compuestos inestables en un solvente que circula dentro de la planta. La solución rica, inestable, se puede separar en sus integrantes originales mediante la aplicación aplicación de calor y/ o por reducción reducción de la presión presión de operación, operación, para liberar los gases ácidos y regenerar el solvente. Una vez regenerada, la solución se envía nuevamente a la unidad de absorción (ver Figs. Nos. 1-1,1-2,1-3 y 1-4). El componente activo en el solvente puede ser uno de los siguientes tipos una alcanolamina o una solución básica (solución alcalina con sales), con o sin aditivos. En principio las aminas muestran mayor afinidad con el dióxido de carbono y producen una cantidad apreciable de calor de reacción (calor exotérmico). La afinidad hacia el CO 2 se reduce con aminas aminas secundarias secundarias o terciarias. terciarias. En la práctica, esto significa que, por lo menos parte de la solución en el proceso de regeneración puede ser afectada por la reducción de presión en la planta. con la correspondiente disminución de suministro de calor. Las soluciones de carbonato de potasio, generalmente incluyen activadores para aumentar la reacción cinética, pero esos solventes son difíciles de regenerar con un simple descenso de la presión. En general, 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 C0 2. Las princi principal pales es desven desventaj tajas as son: son: la demand demanda a de energí energía, a, la natura naturalez leza a corros corrosiva iva de las soluciones soluciones y la limitada carga carga de gas ácido en la solución, debido debido a la estequiomet estequiometría ría de las reacciones. La Tabla No. 1-3, enumera los principales procesos comerciales que trabajan como solventes químicos. Las Figs. Nos. 1-1 a la 1-4, presentan el diagrama de flujo de una planta de endulzamiento que trabaja con aminas y el desglose de las principales partes del sistema. Obsérvese, en la Fig. No. 1-1, el diagrama correspondiente. Al hacerle un seguimiento a la ruta que sigue la solució solución n de amina, amina, se verán verán los princi principale paless equipo equiposs que suelen tener dichas instalaciones: El absorbedor o contactor, es la torre donde entran en contacto el gas ácido que llega por la parte inferior de la columna y la solución de amina pobre o regenerada, que llega por la parte superior. Esta torre trabaja a alta presión y baja temperatura. El regenerador, es la columna en la cual se separa el gas ácido de la solución consta de un acumulador de reflujo, en el cual se condensa el agua que regresa al regenerador por la parte superior, y de un rehervidor, que sirve para suministrarle el calor a la torre. Como un rehervidor  adicional, adicional, se observa en la Fig. No. 1-1- el “reclaimer" “reclaimer" (recuperad (recuperador or o reconcentr reconcentrador) ador) que se utiliza para regenerar la solución. En este recipiente la amina se evapora y regresa a la torre de regeneración, dejando en el recuperador, los sólidos y demás elementos indeseables que dañan la solución. La Figs. Nos. 1-2, 1-3 y 1-4 esquematizan los diferentes parámetros de funcionamiento de la planta que hemos tomado como modelo. Al observar con detenimiento las cifras que acompañan el gráfico, entenderá mejor el funcionamiento del sistema: 1. Número de platos, diámetro y valores de presión y temperatura en los diferentes puntos de la planta. 2. Caudal de gas y contenido de CO2 y H2S, en la entrada y salida de cada columna. 3. Caudal de la solución solución y concentración molar de gas ácido.

4. Tanque Tanque de venteo. Tiene una pequeña pequeña columna columna de absorción que permite permite purificar purificar el gas combustible (Fig. No. 1-1). Aquí empieza a descender la presión del sistema para llevar la solución hasta el regenerador. El cual trabaja a presiones muy bajas. Al expandir la solución se desprende el gas natural que fue absorbido por efectos de la presión alta del absorbedor. Este gas es utilizado como combustible en la misma planta. En la ruta hacia la columna de regeneración, la solución rica o contaminada pasa por el intercambiador de calor con el fin de irla preparando para trabajar a las temperaturas altas que se requieren para producir el desprendimiento del gas ácido. Observe en la Fig. No. 1-4 que, en este ejemplo específico, estamos usando 205,1 0F para entrar al regenerador. El operador deberá cuidar de que no se desprenda el gas ácido antes de llegar a la torre, lo cual podría generar una corrosión corrosión excesiva en las tuberías. tuberías. Algunas veces es preferible utilizar - en este tramo - acero inoxidable. El regenerador, es la torre en la cual se separa la solución de amina de los gases ácidos. Trabaja a baja presión y alta temperatura. Al analizar los parámetros de funcionamiento de la planta que hemos tomado como modelo el lector se ha formado una idea de cómo trabajan estos diseños. Más adelante estudiaremos con detenimiento lo siguiente: 1. Presión y temperatura en los diferentes puntos de la torre. 2. Concentración del gas ácido (moles (moles de gas ácido por mol mol de solución) a la entrada entrada y salida de la torre. 3. Número de platos de burbujeo y diámetro del regenerador. 4. Carga calorífica del condensador y del rehervidor. 5. Razón de reflujo en el condensador del tope y capacidad capacidad de la bomba. bomba. La Fig. No. 1-4, presenta los equipos instalados entre las dos torres principales de la planta, tales como: el tanque de abastecimiento, los intercambiadores, el sistema de bombeo y los filtros.

Tabla No. 1-3 PROCESOS CON SOLVENTES QUIMICOS 1. Alcanolaminas MEA 2,5 N Monoetanolamina en agua MEA -Amina-Guard ó MEA Gas/spec IT 1 5 N Monoetanolamina en agua MEA –Amina Guard -·ST 5 N Monoetanolamina en agua con inhibidores. DGA 6 N Diglicolamina en agua con inhibidores. DEA 2,5 N Dietanolamina en agua DEA -Snea 3 N Dietanolamina en agua DEA -Amina Guard 5 N Dietanolamina en agua con inhibidores. DEA -Amina Guard ST 5 N Dietanolamina en agua con inhibidores. DIPA ó ADIP 4 N Diisopropanolamina en agua MDEA 4 N Metildietanolamina en agua MDEA -Activada, Snea-P-MDEA con activador. 4 N Metildietanolamina en agua Ucarsol 2 N Metildietanolamina en agua TEA Trietanolamina en agua

Peso 15% 30% 30% 63% (23-70%) 26% (15-26%) 32% (25-35 %) 52% 52% 54% (30-54%) 48% (30-50%) 48% 24%

2. Sales de Carbonato de Potasio Carbonato Potásico Caliente (HOT-POT) Benfield Carbonato Potásico, aditivos e inhibidores Benfield-Hipure Carbonato Potásico(20-35%) Potásico(20-35%) seguido de un proceso de aminas Catacard Carbonato Potásico con catalizador inorgánico (Boratos de Aminas)e inhibidores de corrosión.

3. Sales Básicas Giammarco Vetrocoke Carbonato Potásico Caliente con Trióxido de Arsénico (Arsenita) .  Alkazid -M Sal de potasio y ácido metilamino-propiónico. metilamino-propiónico.  Alkazid -DIK Sales de potasio, dimetilaminoacético. Flexsord Carbonato Potásico Caliente y aminas impedidas. En esta sección es recomendable el análisis de los parámetros que a continuación se enumeran: 1. Presión y temperatura en los diferentes puntos. 2. Cargas caloríficas y la posibilidad de determinarlas determinarlas con los calores específicos de de la amina rica (Cp, ar) y de la a mina pobre (Cp, ap); las tasas másicas que, a su vez, se presentan en el esquema y la diferencial de temperatura en cada sector.

4.2. PROCESOS CON SOLVENTES FÍSICOS Estos procesos se caracterizan por su capacidad de absorber, de manera preferencial, diferentes componentes ácidos de la corriente de hidrocarburos. También llevan asociado calor de solución, el cual es considerablemente más bajo que el calor de reacción en los procesos de solventes químicos. Como se puede anticipar la absorción trabaja mejor con alta presión parcial de gas ácido y bajas temperaturas. La carga de gas ácido en el solvente es proporcional a la presión parcial del componente ácido del gas que se desea tratar. Debido a la baja cantidad de calor de solución, con el dióxido de carbono, la mayor parte de los solventes físicos pueden ser regenerados por simple reducción de la presión de operación, sin que sea necesario la aplicación de calor. Cuando se requiere de especificaciones mas extremas (con menor cantidad de gas ácido en el gas tratado), la reducción de la presión podría ir acompañada de un calentamiento adicional. La principal atracción de los procesos de solventes físicos es la remoción bruta de gas ácido con alta presión parcial. La mayoría de los solventes comerciales que se utilizan no son corrosivos y pueden deshidratar  gas simultáneamente. Una desventaja de los solventes físicos es la solubilidad relativamente alta de hidrocarburos de alto peso molecular (C 3+). Dependiendo de la composición de entrada, la pérdida de hidrocarburos. Los cuales pueden ser usados como combustibles y el costo de su recuperación, podrían hacer prohibitiva la utilización de un proceso físico.

Tabla No. 1-4 PRINCIPALES PROCESOS COMERCIALES CON SOLVENTES FÍSICOS PROCESOS

SOLVENTES

SELEXOL SEPASOLV MPE SOLVENTE FLUOR RECTISOL PURISOL ESTASOLVAN

Dimetil-Eter de Polietilen-glicol Mezcla de Polietilen-glicol y Metil-isopropanol-eter  Carbonato de Propileno Metanol N-Metil-Pirolidona (NMP) Tri-n-butil Fosfato (TBF TBP)

Tabla No. 1-5 PROCESOS CON SOLVENTES HÍBRIDOS PROCESOS

SOLVENTES

SULFINOL - D SULFINOL - M AMISOL FLEXSORB -PS

Sulfolano + Dipa + Agua Sulfolano + Mdea + Agua Metanol + Mdea O Dea Solvente Orgánico ( Sulfolano + Mdea)+ Agua + Aminas Impedidas. OPTISOL Amina + Solvente Físico + Agua Igual al SULFINOL M Sulfolano + Mdea + Agua.

Sulfolano = Dióxido De Tetrahidrotiofeno Tabla No. 1 - 6 PRINCIPALES PROCESOS COMERCIALES DE CONVERSIÓN DIRECTA PROCESOS STRETFORD

SOLVENTES

Ácido Antraquinon Disulfónico Carbonato de Sodio y Metavanadato de Sodio. TAKAHAX 1,4 Natoquinona, Sulfonato de Sodio, un Çatalizador y Carbonato de Sodio. LO-CAT Solución de Hierro (Quelato). FERROX Carbonato de Sodio e Hidróxido Férrico en solución. THYLOX Tirosenato de Sodio o de Amonio. TOWNSEND TEG, CO2 y Catalizadores FERROX Y MANCHESTER (Son similares) similares) Carbonato de Sodio + suspensión de Oxido de Hierro + Agua. PEROX Solución acuosa de Amoníaco con Hidroquinona. LACY-KELLER Solución acuosa Triyoduro de Potasio I.F.P. Similar al Townsend.

SHELL

Similar al Townsend Usa solución acuosa de Sulfolano. Bauxitas y aluminas como catalizadores. Mallas Moleculares

CLAUS HAINES Y SHELL

Tabla No. 1-7 PROCESOS DE LECHO SECO HAINES MALLAS MOLECULARES

MALLAS MOLECULARES O ZEOLITAS PROCESO SHELL PROCESO DE UNION CARBIDE (Mallas 4-A-LNG) W.R. Grace y Laporte.

PROCESO DE ESPONJA DE HIERRO

Tabla No. 1-8 OTROS PROCESOS DE DESACIDIFICACIÓN O ENDULZAMIENTO MEMBRANAS OXIDO DE ZING (PROCESOS DE LECHO FIJO) PROCESOS CRIOGENICOS (PARA LA REMOCIÓN DE GASES ACIDOS) N - PYROL UTILIZA N-METIL PIROLIDONA O NMP, ESTE SOLVENTE ES UTILIZADO EN EL PROCESO PURISOL DE LURGI. TEXACO (USA Na OH CON UN CATALIZADOR)  Algunos solventes físicos muestran muestran mayor selectividad a la absorción del H2S en presencia de CO 2, que los solventes químicos. La Tabla No. 1-4, enumera los principales procesos que utilizan solventes físicos.

4.3. PROCESOS CON SOLVENTES HÍBRIDOS O MIXTOS Los procesos híbridos trabajan con combinaciones de solventes físicos y químicos y, naturalmente, presentan las características de ambos. La regeneración se logra por separación en múltiples etapas y fraccionamiento. Dependiendo de la composición del solvente, pueden remover CO 2, H2S, COS, CS2 y mercaptanos. La selectividad hacia el H 2S se logra ajustando la composición del solvente y/ o el tiempo de contacto. La solubilidad de los hidrocarburos de alto peso molecular se puede puede manten mantener er dentro dentro de los límite límitess razona razonables bles.. La Tabla Tabla No. 1-5, 1-5, enumer enumera a los proces procesos os comerciales con solventes híbridos.

4.4. PROCESOS DE CONVERSIÓN DIRECTA Los procesos de conversión directa (ver Tabla No. 1-6), se caracterizan por la selectividad hacia la remoción del sulfuro de hidrógeno (H 2S). El H2S es removido preferencialmente de la corriente de gas, por un solvente que circula en el sistema. Los solventes pueden ser reducidos fácilmente por el H 2S y rápidamente oxidados por el aire, para producir azufre elemental. Estos procesos son particularmente atractivos en lugares donde se desea evitar el impacto ambiental del sulfuro de hidrógeno (H 2S).

4.5. OTROS PROCESOS PROCESOS (ver Tablas Nos. 1-7 y 1-8). MALLAS MOLECULARES Las mallas moleculares pueden ser usadas para absorber físicamente los componentes ácidos, tales como el sulfuro de hidrógeno y el dióxido de carbono y luego se regeneran utilizando temper temperatu aturas ras elevad elevadas as o descen descensos sos de presió presión. n. Las mallas mallas molecu molecular lares es son lechos lechos fijos fijos (típicamente UC, tipo 4-A-LNG) que operan con ciclos de trabajo y se pueden utilizar para deshidratar el gas natural.

MEMBRANAS Un proces proceso o cuyo cuyo interé interéss está está increm increment entado ado es el uso de membra membranas nas permea permeables bles para la separación del gas ácido. La separación se logra aprovechando la ventaja de las diferencias de afinidad/ difusividad. El agua, el dióxido de carbono y el sulfuro de hidrógeno son moderadamente altos difusores, lo cual indica que se pueden colar a través de una membrana más fácilmente que los hidrocarburos, con la misma fuerza motriz. Los gases lentos, son aquellos que tienden a permanecer detrás y que no atraviesan la membrana, por ejemplo los hidrocarburos alifáticos y el nitrógeno. La fuerza motriz requerida para lograr que los gases se difundan es generalmente alta (1.000,0 lpcm). El efecto de separación no es absoluto y por lo tanto, siempre habrá pérdidas de hidrocarburos en la corriente de gas ácido. Cualquier corriente permeabilizada contendrá cantidades significativas de hidrocarburos. Otra característica de los sistemas de membranas es que son esencialmente modulares.

5. FACTORES QUE SE CONSIDERAN PARA LA SELECCIÓN DE UN PROCESO. Los factores que se consideran más importantes en la selección de un proceso son: * * * * * * * * * * *

Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H2S, CO2, COS, Tipo y concentración de las impurezas en en el gas ácido. Especificaciones del gas residual (gas dulce) Temperatura y presión del gas ácido y del endulzado. Volumen del gas a ser ser procesado. Corrosión. Fracción molar molar de los hidrocarburos hidrocarburos en en el gas. Requerimiento de selectividad. Costos de capital y operación. Regalías Especificaciones de los productos líquidos. A continuación se discuten los factores más importantes:

RSH, etc.

5.1. IMPUREZAS EN EL GAS DE ALIMENTACIÓN Para seleccionar un proceso que se ajuste a la satisfacción de las necesidades es necesario examinar cuidadosamente la composición del gas de la alimentación. Las impurezas que comúnmente se localizan en el gas natural son además del CO 2; y el H 2S, el COS, CO S, CS2, merc mercap apta tano nos, s, sulf sulfur uros os,, disu disulflfur uros os e hidr hidroca ocarb rbur uros os pesa pesado dos. s. Los Los líqui líquido doss de hidrocarburos y el agua, en algunos casos suelen ser problemáticos. Por ejemplo, tal como se explica en la selección anterior, el COS y el CS. reaccionan con la MEA, de manera irreversible, produciendo la degradación de la solución.

La Tabla No. 1-9, presenta un resumen sobre la influencia de las impurezas en los diferentes procesos.

5.2. CANTIDADES DE CO 2 A SER REMOVIDO  Algunos procesos son realmente efectivos para la remoción de CO2. solamente con pequeñas cantidades de dióxido de carbono. Las mallas moleculares por ejemplo, presentan una economía de escala pobre ya que para la absorción de cantidades adicionales de CO 2, requiere de un mayor  número de mallas y por lo tanto peso extra. Las mallas moleculares están restringidas económicamente a contenidos pequeños de CO 2, por lo tanto, a medida que desciende la cantidad de CO 2 a ser eliminado, menos impacto tiene la separación separación del CO2 sobre las ganancias. Esto hace que la utilización de procesos con solventes químicos se haga más competitiva. En estos casos, cuando se reduce la cantidad de CO2 que se va a tratar el incremento calórico requerido para la regeneración se hace menos importante, así se balancean los costos de capital vs. los operacionales.

Tabla No. 1-9 INFLUENCIA DE IMPUREZAS EN LOS PROCESOS DE ENDULZAMIENTO Procesos MEA MEA-AMINA G MEA-AMINA G-ST DGA DEA DEA-SNEA DEA-AMINA G DEA-AMINA G-ST DIPA MDEA  AMDEA UCARSOL BENFIELD BENFIELD-HIPURE CATACARD GV  ALKAZID-M  ALKAZID-DIK SELEXOL SEPASOLV MPE SOLVNETE FLUOR RECTISOL PURISOL SULFINOL-D SULFINOL-M  AMISOL FLEXSORDB PS OPTISOL STRETFORD TAKAHAX LO-CAT MALLA MOLECULAR MEMBRANAS OXIDO DE ZING

Absorción C3+ No No No Pequeña No No No No No No No No No No No No No No Grande Grande Medio Grande Grande Pequeño Pequeño Pequeño Pequeño No No No Pequeño Pequeño No

De COS Medio Medio Medio Medio Medio Medio Medio Medio Poco No Poco No Medio Medio Medio Medio Medio Medio Medio Medio Total Total Total Medio Total Medio No No No Total Pequeño Total

Impurezas RSH Poco Poco Poco Medio Poco Poco Poco Poco Poco No No No Poco Medio No Poco Medio Medio Total Total Total Total Medio Medio Medio Total Pequeño Pequeño No Total Pequeño Total

Degradación COS Si Si Si Si No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No Si

po r RSH No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No No Si

Impureza CS2 Si No No Si Si No No No Si No No No No No No No No No No No No No Si No No Si Si No No No No

5.3. ESPECIFICACIONES DEL GAS TRATADO Hay algunas especificaciones donde se requiere más cuidado con la extracción del CO2, por  ejemplo, en el uso de gas ácido para propósitos de inyección a 5000 lpca, debido a los efectos de la corrosión, se hace necesario cumplir con los requerimientos establecidos por los organismos de control internacional, como la NACE. De la discusión de estos procesos, se deduce que no todos los diseños pueden alcanzar la satisfacción económica de las especificaciones. En el caso de los solventes híbridos y físicos, por  ejemplo, la remoción bruta se puede lograr con etapas de separación múltiple. Cuando se fijen especificaciones del gas tratado con un contenido muy bajo de contaminantes se requerirá de dos etapas de absorción y se debe usar un solvente limpio para el despojamiento. Estudios recientes han indicado que los costos de operación para especificaciones muy ajustadas del gas tratado, aumentan notablemente.

EJEMPLO: Costo relativo de operación 1,5% de CO 2 / 200 ppm. CO 2  AMDEA Base 1,6 veces Selexol Base 1,2 veces Sulfinol Base 1,5 veces 5.4. CORROSIÓN La corrosión es una condición operacional que se debe manejar en todas las instalaciones de endulzamiento. La combinación de H2S y CO2 con agua, en la práctica asegura condiciones corrosivas dentro de cualquier instalación. En general las corrientes con alta relación H2S/CO2 son menos corrosivas que las que tienen muy p oca cantidad de H2S en presencia p resencia de CO2. Conc Concen enttraci racio ones nes de H2S H2S de algu alguno noss ppm, pm, y con rang angos de conc oncentr entrac ació ión n del 2% aproximadamente de CO2, tienen tendencias corrosivas. La temperatura tiene un efecto marcado sobre la corrosión. El tipo de solución endulzadora y su concentración tiene un gran impacto sobre la velocidad de corrosión. Cuando se trabaja con soluciones fuertes y con gran cantidad de gas tratado, el efecto corrosivo es mayor. El diseñador debe tener presente que las velocidades altas del fluido pueden erosionar la película de sulfuro de hierro (FeS), con lo cual se generan altas tasas de corrosión, por eso se recomienda diseñar las plantas de endulzamiento con caudales equivalentes a la mitad de los que se utilizarían para fluidos dulces. Los lugares más propensos a la corrosión son el hervidor, el intercambiador de calor (amina-amina) y el regenerador, debido a las temperaturas elevadas que se manejan. Cuando la proporción del gas ácido es alta, la velocidad de corrosión es también elevada. El sulfuro de hidrógeno se disocia en el agua formando un ácido débil que ataca al hierro y forma un sulfuro de hierro insoluble. Fe + H2S-------- Fe S + H2

(PH = 5)

El sulfuro de hierro se adhiere adhie re a la base metálica y puede proteger el metal de una futura corrosión, pero también puede ser erosionado exponiendo la superficie del metal de hierro a una posterior  corrosión. Luego el H2S puede atacar el acero de nuevo, causando formación adicional de sulfuros.

El CO2 en presencia de agua libre forma ácido carbónico: CO2 + H2O ----------- H 2CO3 Este ácido ataca al hierro formando un carbonato de hierro: H2CO3 + Fe ---------- Fe CO 3 +H2 El cual es soluble y, con un calentamiento posterior, desprende CO 2 Fe CO3 ----------------------- Fe O + CO 2 El hierro se hidroliza para formar óxido de hierro: 2Fe O + H2O ---------- Fe 2 O3 +H2 Si el H2S está presente reaccionará con el óxido de hierro para formar nuevamente sulfuro de hierro. Fe O + H2S ---------- Fe S + H 2O El Fe O es instable y sigue reaccionando: Fe2 O3 + Fe O ---------- Fe 3 O4 Los productos de degradación también contribuyen a la corrosión. Se cree que se producen quelatos de hierro en los puntos calientes. Estos quelatos, cuando son enfriados se vuelven inestables y desprenden hierro formando sulfuros de hierro, en presencia de H 2S. Las aminas primarias son consideradas más corrosivas que las secundarias, debido a que los productos de degradación de las aminas primarias son agentes quelantes más fuertes.  Al utilizar sales alcalinas, como los procesos de carbonato de potasio caliente, se han reportado rangos de corrosión desde despreciable hasta corrosión severa. En lugares donde el CO 2 y el vapor sean despojados, puede esperarse corrosión. Se puede esperar corrosión severa donde se utilicen soluciones muy concentradas, por ejemplo al 40% p/p, debido a la tendencia a formar cristales de bicarbonato cuando la solución se enfría. Los solven solventes tes físico físicoss no tienen tienen problem problemas as signif significa icativ tivos os de corros corrosión ión.. Esto Esto es genera generalme lmente nte atribuido a la baja concentración de agua en estos solventes. De todas maneras, en el diseño de unidades que utilizan solventes físicos, se consideran puntos susceptibles a la corrosión aquellos donde ocurra despojamiento por vapor como en los condensadores y acumuladores de tope. En estos casos se sugiere la utilización de acero inoxidable en los lugares más propensos a la corrosión. Muchos problemas de corrosión pueden solventarse con el uso de inhibidores, además de las prácticas operacionales que reducen su efecto, las cuales ci tamos a continuación: Utilización de temperaturas lo más bajas posibles en el hervidor  * Si se dispone, dispone, de medios; medios; se sugiere sugiere calentar calentar los fluidos fluidos poco a poco, en lugar del * calentamiento rápido utilizando fuego directo. Minimizar los sólidos y productos de degradación. d egradación. * Mantener Mantener el sistema sistema libre de oxígeno, utilizando utilizando presiones positivas positivas en los tanques y en las * succiones de las bombas. Usar agua desionizada o condensada para la reposición (“make-up”) * Limitar la concentración de la solución endulzadora a los niveles mínimos requeridos para el * tratamiento. * Mantener adecuado nivel de burbujeo en los tubos del rehervidor. Se recomiendan tubos sumergidos a 6” como mínimo.

5.5. MATERIALES DE CONSTRUCCIÓN En las plantas de endulzamiento se utiliza acero al carbono como material principal, los recipientes y tuberías pueden tratarse térmicamente, con el fin de aliviar las tensiones producidas por los procesos procesos de soldadura. soldadura. Generalment Generalmente e se utilizan utilizan sobreespeso sobreespesores res (también (también llamada llamada corrosión corrosión permisible) desde 1/16” a 1/4".

Cuando se conoce que la corrosión será problemática problemática o cuando cuando se necesitan grandes cargas cargas de solución, puede utilizarse acero inoxidable ( 304, 316 p 410 ) en las siguientes partes: * Condensador de reflujo del regenerador. * Rehervidor del regenerador. * Tubos del intercambiador de calor solución rica/ solución pobre. * Área de burbujeo del contactor y /o en los platos del rehervidor. * Tuberías que transportan solución rica desde el intercambiador al regenerador. * Los 5 platos del fondo del contactor y los 5 del tope del regenerador.

5.6. FORMACIÓN DE ESPUMA Un repentino incremento en la presión a través del absorbedor indica formación de espuma. Cuando esto ocurre existe un contacto pobre entre el gas y la solución endulzadora utilizada. El resultado es una reducción en la capacidad de tratamiento y de la eficiencia del endulzamiento. Las razones principales de este efecto son: Sólidos en suspensión. Ácidos orgánicos Inhibidores de corrosión provenientes de tratamientos anteriores. Hidrocarburos condensados Grasas jabonosas de las válvulas. Impurezas en el agua de reposición. Productos de degradación. Los contaminantes provenientes del campo pueden ser minimizados medianamente una adecuada separación en la entrada de la planta. Los hidrocarburos condensados en el absorbedor pueden evitarse manteniendo la temperatura de la solución pobre, por lo menos 10º F sobre el punto de rocío de los hidrocarburos del gas de salida. Es factible agregar compuestos antiespumantes; generalmente con siliconas o alcoholes de cadenas largas, no obstante, la primera recomendación que que suel suele e hace hacers rse e cuan cuando do apar aparec ecen en probl problem emas as de espu espuma maje je es la sigu siguie ient nte: e: no utili utilice ce antiespumante y, cuando lo haga, trate de que sea únicamente mientras localiza la razón del problema. problema. En el capítulo referente referente al “Análisis “Análisis de Fallas” Fallas” se darán darán las mejores recomendacione recomendacioness para atacar este problema.

6. DESCRIPCIÓN DE LOS PROCESOS POTENCIALES En este capítulo se incluyen las observaciones que, directamente, han sido presentadas en la normativa normativa de PDVSA sobre los procesos procesos de endulzamient endulzamiento, o, se amplían amplían con las considerac consideraciones iones del curso de Tratamiento de Gas Natural, del mismo autor e información adicional de variadas fuentes. Existen muchos procesos para la remoción de gas ácido de las corrientes de gas natural o sintéticos. Antes de seleccionar un proceso se debe considerar cuidadosamente la composición del gas de alimentación y las condiciones de flujo, así como los requerimientos específicos del gas residual. La siguiente información acerca de los procesos más comúnmente utilizados se ofrece como una guía en la determinación de cuáles podrían ser los procesos más convenientes para una situación dada. Algunos factores que afectarán la selección del proceso son: Afinidad con hidrocarburos. Degradación por la presencia de oxígeno o trazas de componentes Costos de la planta. Costos de operación. Pagos de regalías.

contaminantes.

Confiabilidad del proceso. Condiciones climáticas. Toxicidad del solvente o reactivos empleados. Disposición de subproductos. Operación simple y libre de los problemas.

6.1. PROCESOS CON SOLVENTES QUÍMICOS 6.1.1. MEA (MONOETANOLAMINA) La monoetanolamina, es la más reactiva de las etanolaminas. Es una tecnología abierta, es decir, no está sujeta al pago de las patentes. Se utiliza preferencialmente en procesos no selectivos de remoción remoción del CO2 y del H2S, aunque algunas algunas impurezas, impurezas, tales como: el COS, CS2 y el oxígeno, oxígeno, tienden a degradar la solución, por lo cual no se recomiendan en esos casos. Con MEA, se logran concentrac concentraciones iones muy bajas de CO2 / H2S. Es útil en aplicaciones aplicaciones donde la presión presión parcial del gas ácido en la corriente corriente de entrada, sea baja. La corrosión corrosión y la formación formación de espuma es el principal problema operacional al trabajar con MEA. El porcentaje por peso de MEA en la solución se limita al 15%. Por esta razón se requiere de cantidades considerables de calor de solución en el sistema lo cual, a su vez, necesita de una demanda calórica igualmente alta. La MEA, MEA, es la base base más más fuer fuerte te de las las dife difere rent ntes es amin aminas as y ha teni tenido do un uso uso difu difund ndid ido o especialmente cuando la concentración del gas ácido es pequeña. Por su bajo peso molecular  tiene la mayor capacidad de transporte para gases ácidos con base a peso o volumen, lo que significa menor tasa de circulación de amina para remover una determinada cantidad de gases ácidos. La presión de vapor de la MEA es mayor que para las otras aminas a minas a la misma temperatura, lo cual puede producir mayores pérdidas por vaporización. Este problema se disminuye con un simple lavado del gas dulce con agua. Los problemas de corrosión pueden ser severos (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 para la regeneración, ha habido una tendencia hacia el uso de otros procesos. Para mantener la corrosión baja, la concentración de la solución y la carga del gas ácido en la solución deben mantenerse bajas. La carga debe ser  suficientemente baja para que no se formen bicarbonatos y carbonatos. Dow Chemical tiene ahora un aditivo que, supuestamente, permite el uso de concentraciones más competitivas de MEA, sin corrosión. 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). Las variaciones tecnológicas de la MEA, son las siguientes: MEA – Amine Guard MEA – Amine Guard – ST  Ambas variantes dependen de una licencia de la Union Carbide Corporation. Esta empresa le incorporó inhibidores de corrosión, con lo cual se pueden permitir concentración de solución de hasta 30% por peso. La carga de gas ácido en la solución puede ser aumentada. El proceso Amine Guard, solamente puede trabajar con trazas de H2S. El Amine Guard- ST es tolerante al azufre, puede manejar el H2S, sie mpre que la relación H2S / CO2 sea mayor de 0.005. La Dowell ha diseñado un proceso similar al MEA- Amine Guard, conocido como MEA GAS / SPECT IT- 1. De manera general (Ref. No. 1) se suele decir, sin especificar cual de los procesos, que el Amina Guard puede remover CO2, H2S, COS, y RSH tanto de gases de síntesis como del gas natural. Para el caso del H2S el grado de remoción puede ser bruta o selectiva.

La temperatura del gas de carga varía de 50 a 150oF, las presiones: desde atmosférica hasta 1500 Ipcm y la temperatura del proceso varía entre 100 y 270 oF. El H2S se puede recuperar prácticamente hasta el 100% mientras que en el caso del CO2 la recuperación se ajusta entre el 20% y el 99,9%'. Existen alrededor de 375 unidades in staladas. Otra de las limitaciones que tiene la MEA es que, al regenerarla, retiene una cantidad de gases ácidos relativamente alta. Cuando la solución pobre regresa al absorbedor tiene una capacidad de retención limitada. Este problema se corrige usando otros productos como la MDEA o la MDEA +

Ejemplo de cálculo:  Aceptemos que se debe cumplir cumplir la condición establecida en el proceso Amina Amina Guard-ST: H2S/C02 > 0,005 y que la cantidad de gas ácido en el sistema, sea la siguiente: CO2 = 1,4% H2S = 1,1 granos/100 pcn Calcule la relación molar entre el H2S y el CO2 para conocer la posibilidad de instalar dicho proceso. 629,25 granos/100 pcn ---------- 1,0% H2S 1,10 granos/100 pcn ---------- x X = (1,1)/(629,25)= 0,001748 (17, 5 ppm,v) De manera directa la fracción molar del H2S en el gas, podría haberse calculado de la siguiente manera: Y(H2S) = (1,1)(379,6)/ (15,43 * 454 * 34,08)= 0,001748 H2S/C02 = (0,001748)/(1,4)= 0,001248 Vs. = 0,005 De donde se deduce que - en este caso específico- no es utilizable el Amina Guard-ST. No obstante, debe aclararse que las consideraciones difieren cuando la solubilidad preferencial de la solución hacia el CO2 y el H2S son diferentes.

6.1.2. DGA (DIGLICOLAMINA) La DGA se usa en el Proceso Flúor Econamine. El primero en utilizar Diglicolamina, fue el Proceso Econam Econamina, ina, desarr desarroll ollado ado conjun conjuntam tament ente e por FLUOR, FLUOR, El paso paso Natura Naturall de Gas y Jeffer Jefferson son Chemicals. El proceso fue patentado por la FLUOR, pero ya la patente expiró. En las publicaciones recientes suele aparecer una patente a favor de Flúor Daniel Inc. (Ref. No. 1). La DGA, es una amina primaria, como la MEA en cuanto a la reactividad, pero tiene mejor  estabilidad y baja presión de vapor, por lo cual permite el uso de concentraciones relativamente altas, normalmente 50-70% por peso, con sus correspondientes cargas de gas ácido (Hasta 0,55 moles de CO2 por mol de DGA). Tanto la inversión como los requerimientos de energía son menores que con MEA, debido a que las tasas de circulación requeridas son mucho más bajas. La DGA es higroscópica. Las desventajas son: que la química es mas costosa y da productos de degradación que no son regenerables cuando están presentes el CO2 con COS y CS2. La solución típicamente utilizada es 65% por peso DGA o más alta. El uso de esta concentración más alta, permite la reducción en las tasas de circulación en 25-40%, comparado con el tratamiento con MEA. Esto produce ahorros substanciales tanto de capital, como en los costos de operación. Al mismo tiempo, la experiencia a demostrado que la corrosión es comparable, o menor, a la experimentada normalmente con las aminas convencionales. La degradación degradación de la solución solución absorbedora absorbedora de amina se evita con el uso de una técnica simple simple y barata de recuperación por alta temperatura, la cual purifica la solución. En esta operación no está involucrada la adición de cáusticos ni otros químicos. Los requerimientos de compensación de la

solución son generalmente menores que para los procesos con amina convencional. Este método de recuperación permite el uso del Proceso Econamine para corrientes de gas que contengan COS y CS2 ya que los productos de descomposición formados por la reacción entre estas impurezas del azufre azufre y la DGA son tambié también n regene regenerad rados os térmic térmicame amente nte durant durante e la operac operación ión normal normal de recuperación. Es bueno tener muy en cuenta las cifras de absorción de gas ácido, que se ofrecen en las diferentes publicaciones, así como la información que entregan las organizaciones que se dedican al cultivo de estos conocimientos. Por ejemplo: cuando se habla de 0,55 moles de CO2 por mol de DGA (o bien, 1,818 moles de DGA por mol de Dióxido de Carbono), el proceso MEA reporta de 0,33 a 0,40 moles de gas gas ácido por mol de Monoetanolamina Monoetanolamina y la el GPSA (Engineerin~ Data Book-1987) reporta 0,25 a 0,30 moles de gas ácido por mol de DGA. Es obvio que q ue el uso de estas cifras tiene un valor significativo significativo al momento momento de realizar el diseño y comparar los resultados· La desventaja de la DGA es la gran solubilidad de fracciones del C3+ comparado con el uso de MEA, DEA, etc. La DGA también se ajusta al tratamiento de líquidos. El gas y el condensado se pueden poner en contacto con el solvente, agregando un sistema común de regeneración. Este es el caso de la aplicación “Texaco Tartanxs Retroflt", diseñada por Davy McKee. La degradación con COS y CS2 es reversible utilizando un reconcentrador (reclaimer) a altas temperaturas. Las soluciones de DGA en agua son térmicamente estables a 400oF, pero se congelan a – 40oF. Ello implica que el operador debe estar familiarizado con las condiciones de trabajo de la solución que utiliza.

6.1.3. DEA (DIETANOLAMINA)  A manera de ilustración establezcamos algunas comparaciones sobre el uso de las aminas más conocidas, eso nos permitirá entrar en el tema con mayor seguridad. La DEA es mucho mucho menos menos corrosiv corrosiva a que la MEA, pero pero la soluci solución ón se vuelve vuelve muy viscos viscosa a en concentraciones altas. Una versión de cargas altas de este proceso está patentado por SNPA (Society Natlonal de Petroles d' Aquitaine) fuera de los EE.UU. La reacción de la DEA con COS y CS2 es más lenta que con la MEA y los productos de la reacción son distintos, lo cual causa menores pérdidas de amina al reaccionar con estos gases. Tiene una presión de vapor más baja, por lo cual las pérdidas de solución de amina por  evaporación son menores y funciona bien en absorbedores de baja presión. La DEA se degrada en igua iguall form forma a que que la MEA, MEA, pero pero los los prod produc ucto toss de degr degrad adac ación ión tien tiende den n a herv hervir ir a la mism misma a temper temperatu atura, ra, lo cual cual hace hace muy difícil difícil separa separarlo rloss por destil destilaci ación ón y no se usan usan sistem sistemas as de recuperación (reclaimer). En cuanto a la concentración que, de cada producto, se puede utilizar es conveniente saber que, al comienzo, las plantas de DEA (Dietanolamina) fueron construidas para operar con concentraciones de solución de 30 a 35% por peso. Durante años, se usaba como regla general un máximo de 18 % para MEA (monoetanolamina) y 25 % para DEA debido a la corrosión; sin embargo, se ha determinado ahora que la DEA no es corrosiva en niveles que exceden el 35 %. La trietanolamina (TEA), por ejemplo, no se recomienda debido a su baja capacidad para la absorción de CO2 (resultante de un valor equivalente más alto), su baja reactividad (como una amina terciaria) y su estabilidad, muy pobre. Sin embargo, las aminas tercianas se usan cuando se requiere alta selectividad hacia el H2S. La DEA se usa para endulzar corrientes de gas natural que contengan un total de un 10 %, o más, de gases ácidos (H2S más CO2) a presiones de operación de unos 34,5 bars (500 Ipcm) o mayores. Las corrientes de gas natural pueden ser tratadas para cumplir con la especificación convencional para gasoducto de 4 ppm

(1/4 de grano de H2S por 100 pcn) máximo, simultaneamente con 2 % en volumen CO2 o menos. Los gases ácidos removidos del gas natural natural se producen producen a una presión y temperatur temperatura a apropiada apropiada para servir como alimentación directa a una unidad de recuperación de azufre tipo Claus. Una unidad DEA-SNEA es similar a una unidad DEA convencional en muchos aspectos. Las diferencias principales son: 1) uso de mayores concentraciones de DEA, 2) optimización de condiciones operacionales para lograr cargas más altas que la convencional de DEA rica con el fin de mantener un nivel bajo de sólidos, productos corrosivos e hidrocarburos. La incorporación de estas características da una operación estable a través de un amplio margen de rendimiento con bajas tendencias a la formación de espuma y, por lo tanto, alta confiabilidad y lapsos mayores entre paradas de planta. Las unidades comerciales operan a presiones desde 41,4 - 76 bars (600 hasta 1.100 Ipcm) tratando corrientes de gases crudos que contienen desde 11 hasta 35% de gases ácidos. La relación de CO2/H2S varía desde 34 hasta 0,65 en estas unidades. No se requieren pasos de procesos Intermedios entre la unidad SNPA-DEA y la unidad de recuperación de azufre, sin importar la composición y naturaleza de los hidrocarburos contenidos en la corriente de gas natural. La mayor aplicación de la DEA, es en el tratamiento de gas de refinerías, en las cuales se consiguen compuestos sulfurosos que podrían degradar la MEA (ej. COS, CS2). La DEA es ligeramente más débil que la MEA y los productos de la reacción no son corrosivos. La presión de vapor de la DEA es más baja que la MEA, lo cual reduce las pérdidas por evaporación. La tecnología convencional de la DEA es abierta, sin cargos por el pago de patente. Su desventaja con respecto a la MEA, es su baja actividad. La mejora tecnológica del proceso de DEA, es el DEA/ SNEA antes DEA/ SNPA.

DEA - Amina Guard y DEA - AMINE GUARD-ST Estos procesos DEA, con licencia de la Union Carbide, son similares a sus contrapartes de MEA agregándoles inhibidores de corrosión, la concentración de la solución puede ser aumentada al 50% por peso y las cargas de gas ácido a 0,5-0.6 moles de CO2 por mol de amina, la tasa de circulación y la demanda de calor se reduce. Para gases que contienen H2S en cantidades mayores que trazas, el Amine Guard - ST, incorpora inhibidores tolerantes al azufre, pero no se pueden utilizar con concentraciones de H2S/C02 menores de 0,005. La Dowell tiene un proceso similar al DEA/ Amine Guard, que lo referencia como DEA- GAS /SPEC IT - 1.

6.1.4. DIPA (DIISOPROPANOLAMINA La Diisopropanolamina es una amina secundaria como la DEA, y ampliamente utilizada en Europa y Japón. Es una tecnología abierta, pero también se emplea como solvente en el proceso SHELL  ADIP. Las soluciones DIPA, tienen una gran capacidad para transportar gas ácido con base molar, pero debido al alto peso molecular del solvente. requiere de tasas másicas muy altas. Difícilmente el proceso DIPA, puede competir en la remoción de CO2 con otros procesos, pero si, en la remoción del H2S donde es más eficiente. Igualmente es utilizado en el tratamiento de líquidos.

6.1.5. ADIP (DIISOPROPANOLAMINA, ACTIVADA) El proceso SHELL ADIP utiliza soluciones soluciones acuosas relativamen relativamente te concentradas concentradas (30-40% (30-40% P/P). Este proceso es ampliamente usado para la remoción selectiva del sulfuro de hidrógeno de gases

de refinería con altas concentraciones de H2S/C02. El COS, se remueve parcialmente (20-50%), pero es posible lograr concentraciones bajas de H2S. Las condiciones de operación de referencia, pueden ser las siguientes presión, hasta 1900 Ipcm en el absorbedor y la temperatura, desde ambiente hasta 160oF. Existen alrededor de 200 plantas instaladas, operando en la remoción de H2S del gas y de H2S y COS del LPG. La licencia para este proceso es de Shell Oil Co y de Shell International Research Mij B.V

Shell ADIP (con licencia por Shell para Crest) El proceso ADIP, otorgado en licencia a la Crest, utiliza la diisopropanolamina acuosa como medio absorbente, es similar al proceso MEA convencional, pero tiene las siguientes ventajas: El COS no representa problemas. Bajo consumo de vapor. No corrosivo. Remueve preferiblemente el H2S cuando el CO2 está presente, aún cuando esta selectividad disminuye a medida que aumenta la presión. El bajo consumo de vapor, asociado normalmente con el proceso, se reduce aún más cuando se remueve H2S de gases a baja presión, lo cual hace posible el uso de temperaturas de absorción mas altas. Debido al consumo relativamente bajo de vapor es posible ahorrar tanto en el capital como en los costos de operación. La inversión inicial también está minimizada, ya que se usan equipos de acero al carbono con la solución no corrosiva ÄDIP. El H2S en el producto producto puede ser reducido para cumplir con especificac especificaciones iones bastante bastante exigentes exigentes (menos de 19 ppm), lo cual pudiera hacer innecesario un tratamiento posterior. Es posible una flexibilidad amplia, al establecer las condiciones operacionales. La presión del absorbedor se determina por la presión de la corriente de alimentación y varía desde ligeramente más alta que la presión atmosférica a tmosférica hasta, varios cientos de Ipcm.

6.1.6. MDEA (METILDIETANO LAMINA) La metildietanolarn metildietanolarnina, ina, es una amina terciaria terciaria que reacciona reacciona lentamente lentamente con el CO2, por lo cual, para removerlo, se requiere de un mayor número de etapas de equilibrio en la absorción. Su mejor  aplicación es en la remoción selectiva del H2S cuando ambos gases están presentes (C02 y H2S). La tecnología de extracción selectiva del H2S está basada en la MDEA, con licencia de DOW, PHILLIPS Y SHELL . Una ventaja de la MDEA, para la remoción del dióxido de carbono es que la solución contaminada o rica rica se puede puede regene regenerar rar por efecto efectoss de una separa separació ción n instan instantán tánea ea (flash (flash), ), reducie reduciendo ndo o eliminando la carga de gas ácido en el regenerador. Otra ventaja que puede ofrecer la MDEA sobre otros procesos con amina, es su selectividad hacia el H2S en presencia de CO2. En estos casos la MDEA es más favorable. Si el gas es contactado a una presión suficientemente alta 55 - 68 bars o(800 - 1.000 Ipcm), bajo ciertas condiciones, puede obtenerse un gas con calidad para gasoducto de 4 ppm (1/4 de grano de H2S/100 pcn) y al mismo tiempo. Desde 40 hasta 60 % del CO2 presente, puede fluir a través del contactor sin reaccionar. Con una alta relación C02/H2S, puede usarse MDEA para mejorar la calidad de la corriente de alimentación de gas ácido hacia una Planta Claus para Recuperación de azufre. Se utilizan soluciones de 30 – 50% peso de amina. En el caso caso de instal instalacio aciones nes costa afuera afuera,, la mayor mayor desven desventaj taja a es la necesi necesidad dad de utiliza utilizar  r  absorbedores muy altos.

6.1.7. A-MDEA (METILDIETANOLAMINA, ACTIVADA)

En la MDEA activada, con licencia de BASF, Linde, Lurgi, Parsons y otros, la adición de una amina secundaria como activador, acelera la absorción cinética del C02. La A-MDEA no remueve los mercaptanos, ni se puede utilizar sola para la remoción selectiva del sulfuro de hidrógeno debido a la presencia del activador. La regeneración regeneración parcial de la solución puede ser afectada afectada por la evaporación evaporación de la solución rica. Dependiendo de las especificaciones del gas tratado, es posible suministrar una pequeña corriente lateral regenerada térmicamente, para una segunda etapa de absorción. Las condiciones condiciones de operación operación pueden ser las siguientes: siguientes: presión del absorbedor absorbedor de hasta hasta 1.750 Ipcm y temperatura del absorbedor, desde 104 hasta 194oF. La A-MDEA A-MDEA,, ha sido sido ampliam ampliament ente e acepta aceptada da comerc comercial ialmen mente te y selecc seleccion ionada ada para las aplicaciones costa afuera en el mar de l Norte.

6.1.7.1. UCARSOL En el proceso Ucarsol, se utiliza la MDEA para la remoción selectiva del H2S, pero se incorporan inhibidores. La tecnología ha sido desarrollada por Union Carbide y utiliza diferentes formulaciones múltiples para controlar la reacción cinética relativa al CO2 y el H2S. A esto se le ha llamado la familia UCARSOL. Esta empresa garantiza que la MDEA' salga a las especificaciones que el cliente desea y para ello prepara el producto para que satisfaga dichos requerimientos. En este este libro, libro, en lector lector encont encontrar rará á una valios valiosa a inform informaci ación ón refere referente nte al uso de solven solventes tes formulados. La planta modelo que se utiliza a los fines del estudio trabaja con Ucarsol HS-102.

6.2. PROCESOS DE ENDULZAMIENTO QUE UTILIZAN SALES DE CARBONATO DE POTASIO. 6.2.1. CARBONATO POTASICO CALIENTE (HOT POT) Este proceso comprende una absorción estándar con una solución de carbonato de potasio y despojo, con vapor a presión atmosférica. La absorción se controla esencialmente por el líquido y depende de las tasas de difusión a través de la Interfase gas-líquido y de la reacción con el carbonato. La solución de carbonato rico es retirada en la base del absorbedor y enviada, a temper temperatu atura ra consta constante nte,, hacia hacia la parte parte superi superior or de la torre torre despoja despojador dora a donde donde una porció porción n considerable considerable del gas ácido es removida removida después de expandirla expandirla a la presión de regeneraci regeneración ón casi atmosférica. Como la absorción y la regeneración son llevadas a cabo a temperatura esencialmente constante, se eliminan los costosos intercambiadores de calor y requerimientos energéticos. Se necesita vapor solamente para despojar y reemplazar la pequeña cantidad de energía perdida por efecto de la expansión. La mayoría de los usuarios comerciales del Proceso de Carbonato de Potasio Caliente concluyen que en soluciones de carbonato de potasio al 40 %, hay peligro de precipitación del bicarbonato, con el subsiguiente taponamiento y erosión de las partes del equipo. Por lo tanto, se recomienda usar una solución a 20 – 30% para eliminar el peligro de la precipitación. Un transporte de un gas ácido de 23,32 a 28 lt / m3 (2,5 a 3,0 pies 3 / gal) de solución ha sido aplicado a la operación comercial. Los datos de equilibrio equilibrio para este proceso fueron desarrollados desarrollados por BENSON, FIELD, HAYNER y otros. Fue utilizado exitosamente para la remoción del H2S, por la Jone Star Producing Co., en su

planta de Texas. Luego se han hecho una serie de plantas que utilizan variantes del mismo proceso que no siempre han sido exitosas, pero las dificultades detectadas han sido vencidas. El proceso tiene las siguientes ventajas: 1. Es un sistema de circulación continua que utiliza un producto químico barato. barato. 2 Es isotérmico tanto para la absorción como para la desorción. 3 La abso absorc rció ión n y rege regene nera raci ción ón son son efec efectu tuad adas as a la mism misma a temp temper erat atur ura, a, elim elimin inan ando do así así requerimientos de calor sensible y los intercambiadores de calor costosos que se utilizas en las plantas de amina. Los requerimientos de vapor son del orden de 72 - 96 gr / lt (0,6 a 0,8 Ib /gal) de solución, comparados con 132 - 156 gr/lt (1,1 a 1,3 Ib/ gal) para sistema de alcanolaminas acuosas. Los requerimientos de vapor bajos hacen posible el uso de vapores de escapes, de bajo costo, para la regeneración. 4 La pérdida de carbonato carbonato de potasio durante durante la operación será será baja, mientras la pérdida de otros solventes puede ser costosa. Las desventajas de CPC son las siguientes: 1. Como los otros otros absorbentes absorbentes líquidos líquidos utilizado utilizadoss en plantas de endulzam endulzamiento, iento, la solución solución de carbonato esta expuesta a los problemas de sólidos suspendidos y a la formación de espuma en la parte superior del absorbedor. 2. No remueve remueve el H2S hasta hasta las – así llamadas llamadas - especificaciones especificaciones de tuberías. tuberías. ejemplo: ejemplo: 0,25 granos/100 pcn o 4 ppm, v. La GPSA lo define como 1grano/100 pcn ó 16 ppm,v. Para lograr esta calidad se utiliza una planta convencional de amina con el fín de pulir el trabajo o remover los residuos que hayan quedado en el gas. 3. Es similar a otros otros procesos de remoción, por lo cual también es propenso a la corrosión. El proce proceso so es econó económi mica came ment nte e acept aceptab able le cuan cuando do se dese desea a elim elimina inarr conc concent entra raci cion ones es excesivamente grandes de gas ácido. Haciendo un balance entre los procesos de amina y de carbonato potásico caliente, la sumatoria de costos de inversión y gastos de operación, es considerablemente más baja en los procesos CPC (Hot pot). Como en las plantas de amina. la tasa de circulación debe ser evaluada cuidadosamente. Los datos básicos de equilibrio indican que se puede utilizar hasta el 40% p/p en la solución. No se consideran los problemas de precipitación, después de un posible enfriamiento de la solución, cuando se trabaja en un punto cercano cercano al límite límite de saturación. saturación. Una concentración concentración de +/- 20% es adecuada para recoger entre 3,5 a 4,0 pies cúbicos de gas ácido por galón de solución. Para regenerar la solución, es adecuado el uso de 0,5 Ibs de vapor por galón de solución, comparado con 1,0 a 1,25 Ibs/ gal que se requiere en el caso de la amina. Que además retiene un volumen menor de gas ácido. Los problemas de corrosión en los inicios del proyecto eran menos severos que en las plantas de amina, posteriormente fueron surgiendo modificaciones al proceso original de Carbonato Potáslco Caliente que lo mejoraron considerablemente. El proceso BENFIELD - HIPURE es un diseño de CPC seguido de un proceso de amina. A continuación se harán algunas consideraciones sobre las mejoras realizadas al proceso Hot-Pot. H.E. Benson y J. H. Field han tomado el CPC convencional y han Incluido algunos aditivos que mejoran la absorción y desorción, reduciendo así, el tamaño de la planta y por lo tanto, los costos de inversión y operación. Este proceso (llamado 'Benfield") alega tener bajos costos de operación, remoción muy alta de CO2, baja corrosión y baja inversión en planta.

El proceso Catacarb (Eickmeyer) es similar al Benfield, donde un catalizador agregado mejora la reactividad y la capacidad de carga de la solución de carbonato potásico. Los pagos por regalías varían de acuerdo con la cantidad de CO2 removida. Un pago típico para un flujo gas de 56,6 M m3 /d (2,0 MM pcnd) a 50% CO2 es $10.000. Para una inversión pequeña, este pago favorecería la elección del proceso de CPC, sin embargo, Benfield y Catacarb alegan que sus diseños cuestan aproximadamente el 85% del proceso de Carbonato Potásico Caliente, lo cual podría justificar el pago de la regalía. De los procesos con solución de sales alcalinas, los métodos de Carbonato Caliente, Benfield y Catacarb son los mas comúnmente usados. Con estos procesos se puede lograr un gas purificado que contenga 0,05 – 2 % de CO2, o gas natural, con menos de 4 ppm de H2S(0,25 granos/100 pcn) Se puede recuperar dióxido de carbono purificado apropiado para uso en comidas o bebidas o el H2S puede ser convertido a azufre elemental, según convenga. El CPC opera a presiones de 20,7 - 138 bars (300 a 2.000 Ipc), aunque no hay límite superior para la presión del absorbedor. La econ econom omía ía se favo favore rece ce por por una una pres presió ión n parc parcia iall alta alta de C02 C02 y H2S H2S En la apli aplica caci ción ón acostumbrada, las concentraciones de C02 ó CO2 y H2S, van desde 5 hasta 50 %. El gas de alimentación puede estar saturado con vapor de agua y puede tener un contenido substancial de hidrocarburos más pesados. Este proceso no es apropiado para endulzar mezclas de gas que no contengan CO2, aunque sea en pequeñas cantidades. Por lo general las temperaturas del gas de alimentación no son críticas desde el nivel ambiental hasta 204oC (400oF). EL calor en el gas de alimentación puede usarse para suministrar todo o parte del requerimiento de calor del proceso. En resumen, el proceso BENFIELD modif modifica ica el CPC, CPC, agregá agregándo ndole le aditiv aditivos os e inhibi inhibidor dores. es. El CATACARB agrega al CPC, un catalizador inorgánico e inhibidores de corrosión y el GIAMMARCO VETROCOKE, agrega al CPC arsenita potásica, la cual resultó una solución tóxica que sacó el proceso de la aceptación comercial. La soluci solución ón de carbon carbonato ato debe debe ser proteg protegida ida de los hidroc hidrocarb arburo uross líquid líquidos, os, sólidos sólidos y otras otras suspensiones, las cuales pueden ser eliminadas con filtros de carbón y otras unidades de alta capaci capacidad dad de retenc retención ión.. Las pérdid pérdidas as de soluci solución ón se pueden pueden manten mantener er dentro dentro de límite límitess razonables con la aplicación de aditivos. El balance económico entre la inversión y el mantenimiento puede ser bueno o excelente con el uso precautelativo de acero inoxidable en algunos sitios, tales como válvulas fuera del absorbedor, aguas abajo, para evitar la formación de los fluidos bifásicos que corroen y erosionan las zonas delgadas, los platos de burbujeo y las bombas, por su alta velocidad. En resumen el proceso de Carbonato Potásico Caliente puede ser competitivo desde el punto de vista económico. El problema sigue siendo la selección del proceso más conveniente y ajustado a las necesidades específicas para eliminar los componentes ácidos del gas.

6.2.2. BENFIELD El proceso original de Carbonato Potásico Caliente para el tratamiento del gas fue desarrollado a comienzos de 1950, por Benson and Field del Bureau of Mines, de los EUA. El uso de una solución simple de carbonato es una tecnología sometida al pago de patentes.

El proceso BENFIELD, es ahora una licencia de la Union Carbide, (UOP. Ref. No. 1) incorpora aditivos que requieren de etapas de absorción y desorción también lleva inhibidores incorporados. El dióxido de carbono se puede reducir a 500 ppm,v en el gas tratado. El proceso sirve para la remoción de CO2, H2S, COS, CS2 y RSH del gas natural, pero, cuando se necesitan niveles bajos de H2S y de la remoción de COS y o mercaptanos, pueden hacer falta dos o tres etapas de absorción. Las condiciones de operación pueden estar en el orden de 100 a 2.000 Ipcm, pero no se debe hablar de un límite superior de presión. La temperatura del gas de alimentación varía desde el ambiente hasta 400oF. La presión de regeneración es cercana a la presión atmosférica. Desde el punto de vista económico, el proceso es más favorable cuando se aplica con altas presiones parciales de CO2 y H2S. Las aplicaciones típicas hablan de un rango del 5% al 50% de gas ácido. El gas de la carga puede estar saturado con agua y puede contener cantidades substanciales de hidrocarburos pesados. Una mejoría significativa en el balance energético del proceso Benfield es conocida con el nombre de Lo Heat. Para suministrar una parte del calor de regeneración se recupera energía mediante la separación instantánea de vapor de la solución limpia que regresa del regenerador. El proceso Benfield tiene un buen récord. Para aceptarlo en los procesos costa afuera, debe dársele mayor atención a las implicaciones de la cristalización de la solución; lo cual se puede evitar teniendo cuidado en mantener la solución por encima de los 158 0F (700C), particularmente en soluciones con CO2 . Existen más de 600 plantas, incluyendo más de 55 para endulzamiento del gas natural y 310 para SNG, gas reformado y gases de oxidación parcial.

6.2.3 BENFIELD HIPURE El proc proces eso o Benf Benfiel ield d Hipu Hipure re,, tien tiene e lice licenc ncia ia de Unio Union n Carb Carbide ide e incor incorpor pora a dos dos circ circuit uitos os independientes para la solución. El grueso del CO2 se remueve en la primera etapa de absorción usando carbonato potásico caliente activado, mientras que las especificaciones más bajas del gas tratado se logran con una segunda etapa de la absorción que utiliza amina. Para las aplicaciones costa afuera se requiere de grandes costos de capital asociados con los inventarios de líquido en las dos etapas de absorción y desorción, lo cual afecta la economía.

6.2.4. CATACARB El proceso Catacarb, tiene licencia de Eichmeyer & Asociados y es otra promoción del proceso de carbonato potásico caliente. Se le agrega un catalizador inorgánico e inhibidores de corrosión a la solución de carbonato de potásico caliente. El diagrama de flujo y las características de operación son similares al proceso Benfield. Se dice que se logran mejores especificaciones para el gas tratado que con el proceso Benfield. Existen mas d e 100 plantas instaladas.

6.3 PROCESOS DE ENDULZAMIENTO CON SALES BÁSICAS. 6.3.1 GIAMMARCO VETROCOKE El proces proceso o Giamma Giammarco rco Vetroc Vetrocoke oke,, utiliz utiliza a Trióxi Trióxido do de Arséni Arsénico co para para mejora mejorarr la absorc absorción ión y desorción del CO2 en el carbonato potásico. El proceso ha tenido poca aceptación en los EUA., pero tiene de todas maneras una larga historia. Es poco probable que se construya otra unidad Vetrocoke, debido a la toxicidad de la solución, no se pueden utilizar activadores de arsénico que

tengan características similares en otros procesos de carbonato potásico activado. Existen más de 200 plantas, 27 con regeneración de baja energía. Se usa muy efectivamente en Italia para la remoción de altas concentraciones de CO2. Sin embargo, ha estado limitado a una sola planta en los EE.UU. (Fort Stockton, Texas) debido a los desechos indeseables de arsénico. Por lo tanto, generalmente no se recomienda su uso. El proceso Giammarco Vetrocoke oxida H2S es reducido a 0,5 ppm o menos.

6. 6.3. 3.22 PROC PROCES ESOS OS ALKA ALKAZI ZID D 6.3.2.1. ALKAZID-M El proces proceso o Alkazi Alkazid d tiene tiene licenc licencia ia de la BASF, BASF, Aleman Alemania ia Occ Occide identa ntal,l, es apropia apropiado do para para la eliminación masiva del CO2 y utiliza una sal de potasio de ácido metilaminopropiónico en una solución acuosa. El diagrama de flujo es similar al de los procesos de amina y no tiene ventajas especiales sobre cualquier otro proceso selectivo. Durante los últimos quince años no se han construido plantas con el proceso Alkazid-M. 6.3.2.2 ALKAZID-DIK Otro proceso Alkazid, el Alkazid DIK, utiliza sales de potasio y ácido dimetilaminoacético para la remoción selectiva del H2S; esa selectividad sele ctividad se logra con un tiempo de contacto pequeño. Es poco probable que se puedan alcanzar las especificaciones de tuberías para el H2S, económicamente, para lo cual se exigen 4 ppm.

6.3.3. FLEXSORB HP Este es el miembro carbonato potásico caliente de los procesos Flexsorb, desarrollado por la Exxon. Incorpora aminas impedidas estéricamente a la solución de carbonato potásico caliente. Se dice que con este proceso se logran cargas de gas ácido un 30% más altas, con tasas de transferencia un 10% más rápidas, comparadas con el proceso Benfield convencional. El número de plantas instaladas con el proceso Flexsorb se enumeran así (Ref. No. 1). Flexsorb SE, 12 plantas operando y dos que debieron comenzar en 1990 más otra en proceso de diseño. Flexsorb SE, 7 plantas en operación, una en diseño. Flexsorb PS, 2 plantas en operación, una en diseño. Flexsorb HP, 1 planta en operación.

6.4. PROCESOS CON SOLVENTES FÍSICOS Siguiendo la secuencia establecida, a continuación se describirán los principales procesos de endulzamiento que trabajan con solventes físicos.

6.4.1. SELEXOL El proceso SELEXOL se usa para la purificación del gas por remoción del H2S, CO2, COS, mercap mercaptan tanos, os, etc. etc. de las corrie corriente ntess de gas por absorc absorción ión físic física. a. El solven solvente te dimeti dimetilét léter er de polietilenglicol, (nombre comercial Selexol), tiene fuerte preferencia por los compuestos con base de azufre mientras retiene la capacidad de absosber económicamente grandes cantidades de todas las impurezas.

El proceso Selexol, desarrollado por Allied Chemical Corporation, es ahora propiedad de la Norton. El solvente Selexol, es Dimetiléter de polietilenglicol (DMPEG). La mayoría de las aplicaciones comerciales son para el tratamiento de gas con altas concentraciones de CO2 y H2S, tal como es el caso de las plantas de amoníaco. El Selexol no es recomendable para aplicaciones de baja presión. Una característica adicional del proceso Selexol es su capacidad de deshidratar gas natural hasta alcanzar especificaciones de tuberías. Hay más de 40 plantas en operación o en construcción. El Selexol ha sido operado exitosamente en in stalaciones costa afuera por la Marathonxs Brae.  Así como ocurre con todos los solventes físicos, hay gran co-absorción de Hidrocarburos. Esto obliga al reciclaje de los hidrocarburos recuperados y a su utilización en el sistema de combustible. Es poco probable que se permita p ermita el venteo de estos gases. Una segunda desventaja del proceso Selexol es su viscosidad a la temperatura de operación, lo cual obliga a diseñar con tiempos de retención muy grandes, con el fin de permitir la separación total del gas. Esto puede convertirs convertirse e en una desventaja desventaja en los diseños costa afuera debido a los inventarios de líquidos, el espacio requerido y el peso.

El proceso Selexol es accesible para Crest de Allied Chemical Co. El proceso sirve para “endulzar” gas natural ácido; gas producto de la gasificación de carbón o petróleo e hidrocarburos livianos, gases compuestos de la reformación de vapor u oxidación parcial y gases de refinería, produciendo combustible con menos de 1 ppm de azufre total y el agua a menos de 0,112 gr./m (7lb/ MM pcn). El CO2 puede ser retenido o removido según se requiera. Por ser altamente ricos en compuestos sulfurosos los gases de desecho sirven de alimentación a una planta Claus. Una planta Selexol consiste de un absorbedor junto con medios para desorber por expansión y/ o despojamiento. Para mejorar la selectividad natural hacia compuestos sulfurosos algunas veces se incluye incluye el reciclaje. reciclaje. Las temperatu temperaturas ras pueden ser controladas controladas muchas muchas veces sin calentamien calentamiento to o enfriamiento externo, usando turbinas hidráulicas e intercambiadores de calor. Los efectos térmicos globales se minimizan por el calor de absorción muy bajo y un calor específico de sólo 0,5. No se necesita recuperador de solvente ya que no existe degradación. Esto, junto con una presión de vapor baja significa pérdidas de solvente también bajas. El solvente no es corrosivo y no forma espuma. La absorción de las impurezas es esencialmente proporcional a sus presiones parciales. Las condiciones de alimentación pueden variar en un amplio margen en el equipo existente. A otro extremo del proceso, el solvente es regenerado por desorción física en lugar de descomposición química. Más de 8 años de experiencia comercial muestran un servicio libre de mantenimiento durante un largo período.

6.4.2. SEPASOLV MPE El proces proceso o Sepaso Sepasolv lv MPE es propie propiedad dad de la BASF, BASF, utiliza utiliza como solvente solvente una mezcla mezcla de polietilénglicol, dialquiléteres (éteres dialquílicos) y puede alcanzar las especificaciones del gas por  debajo de 100 ppm de CO2. El proceso, también es capaz de deshidratar el gas a un nivel aproximado de 5 libras por millón de pcn. Es similar al Selexol y existen cuatro plantas operando comercialmente, todas removiendo selectivamente H2S del gas natural.

6.4.3. CARBONATO DE PROPILENO O SOLVENTE FLÚOR

El carbonato de propileno es producido por Down Chemical Co. El proceso que lo usa está patentado por Flúor, por lo cual se llama Solvente Flúor (“Flúor Solvent”). El solvente Flúor emplea un compuesto orgánico anhídrido y carbonato de propileno para remover  CO2 y H2S de la corriente de gas natural. El uso de este solvente de alta capacidad, el cual absorbe el gas ácido por solución física, permite la regeneración del solvente simplemente por  disminución de la presión del solvente rico, generalmente sin la aplicación de calor. En general este proceso es más apropiado para los casos donde la presión parcial de CO2 más H2S en el gas de alimentación es alta, mayor que unos 5,17 bar (75 lpcm) y, además, el contenido de hidrocarburos pesados es bajo. El arreglo arreglo del proceso proceso seleccionado seleccionado para cualquier instalación instalación en particular dependerá dependerá de varios fact factor ores es.. Esto Estoss incl incluy uyen en el grad grado o de purif purific icac ación ión requ requer erido ido para para CO CO2 2 y H2S H2S en el gas de alimentación, la presión de operación, etc. Como la capacidad de transporte del solvente aumenta a temper temperatu aturas ras reduci reducidas das,, genera generalme lmente nte se usa temper temperatu aturas ras del solven solvente te por debajo debajo de la ambiental para reducir al mínimo su tasa de circulación.  A menudo la expansión de los constituyentes ácidos a través de la planta suministra suficiente refrigeración libre para hacer esto posible. Otras veces se ha encontrado ventajoso emplear  instal instalaci acione oness auxilia auxiliares res de refrig refrigera eració ción n para para permit permitir ir tasas tasas de circul circulació ación n más bajas bajas con la consiguiente reducción en los tamaños del equipo. Los esquemas de corriente dividida pueden aplicarse a ciertas situaciones y otras técnicas pueden emplearse para asegurar la producción de un gas para la venta que contenga 4 ppm. (0,25 granos de H2S /100 pcn). Otras veces, la expansión atmosférica simple o expansión al vacío será el método preferido de regeneración del solvente. Las turbinas hidráulicas movidas por el solvente rico y turbinas de expansión de gas en las corrientes del gas expandido, separadas a presiones interm intermedia edias, s, son renglo renglones nes comune comuness en las planta plantass de Solven Solvente te Flúor. Flúor. Estos Estos disposi dispositiv tivos os conservan la energía y reducen los requerimientos de refrigeración externa. La operación prolongada de este proceso a lo largo de un período de 12 años ha demostrado que los recuperadores del solvente son innecesarios. La degradación es virtualmente nula. Algunas plantas han mostrado pérdidas totales de solvente de 0,016 gr./m3 (1 lb/MM pcn.) en el gas de alimentación, otras plantas han mostrado pérdidas aún menores. El carbonato de propileno es un líquido incoloro con un ligero olor agradable que ha ido creciendo en importancia como un solvente para la remoción de dióxido de carbono de las corrientes de gas natural a alta presión. La conveniencia del carbonato de propileno para esta aplicación estriba en una combinación única de atributos, tales como: Alto grado de solubilidad para dióxido de carbono. Bajo calor de reacción con dióxido de carbono. Baja presión de vapor a temperaturas de operación. Baja solubilidad del hidrógeno e hidrocarburos de bajo peso molecular  presentes en la corriente del gas. Aparente falta de reactividad hacia todos los componentes del gas. Baja viscosidad Baja hidroscopicidad. Alta estabilidad bajo condiciones operacionales. Poca reactividad con metales comunes. Las ventajas específicas del proceso inclu yen simplicidad, bajos requerimientos de energía térmica y de bombeo. Economía favorable.

Han sido construidas más de 10 plantas. El carbonato de propileno tiene una alta solubilidad al CO2 junto con una solubilidad relativamente baja al metano (más o menos un 50% del proceso Selexol) no obstante, está limitado para operar con agua, razón por la cual sólo sirve para trabajar  con gas seco. El carbonato de propileno reacciona con el CO2 y el agua a 90oC de manera irreversible. Esto, efectivamente, restringe el método de regeneración en múltiples etapas y el fraccionamiento del gas. Los hallazgos de Down Laboratory indican que el carbonato de propileno es también efectivo y práctico para la remoción de sulfuro de carbonilo. El proceso de absorción con carbonato de propileno o solvente flúor  es especialmen especialmente te atra atract ctiv ivo o para para gase gasess a alta alta pres presió ión, n, rico ricoss en dióxi dióxido do de carb carbon ono o que que cont conten enga gan n bajas bajas concentraciones de hidrocarburos pesados. Cuando el contenido de hidrocarburos pesados es alto las pérdidas de gas deben ser mayores ya que tales hidrocarburos no son recuperados en el tanque de presión intermedia, sino que son expandidos, por lo cual se pierden con el dióxido de carbono. La economía del proceso carbonato de propileno ha sido comparada con la de los procesos Giammarco Vetrocoke, Carbonato de potasio caliente y lavado con agua, utilizando un gas de alimentación que contenga 53% de dióxido de carbono y una especificación de venta que permita 2% de dióxido de carbono en el gas producido. Los resultados mostraron que el proceso de carbonato propileno ofrecía ventajas sobre los otros, tanto en la inversión inicial de la planta como en los costos de operación. La economía puede alterarse mucho por cambios en la composición del gas de alimentación o la especificación del producto. Así si el contenido de dióxido de carbono en el gas tratado aumenta a 3 %, el proceso de carbonato de propileno se torna aún más deseable. Por otro lado, si el contenido de dióxido de carbono del gas de alimentación es reducido substancialmente o se aumenta el contenido de hidrocarburos pesados, los otros procesos, tales como, la unidad de limpieza con amina, pueden ser más atractivos. La presencia del doble enlace facilita la solubilidad de cualquier gas en el carbonato de propileno.  Así, el carbonato de propileno tiene buena solubilidad para el disulfuro de carbono, dióxido de azufre y sulfuro de hidrógeno, así como para el dióxldo de carbono y sulfuro de carbonilo.

6.4.4. RECTISOL El proceso Rectisol tiene licencia de Linde & Lurgi. Utiliza un solvente orgánico, por lo general metanol. Puede trabajar a temperaturas por debajo de OoC., digamos –30oC, deshidrata el gas de la alime aliment ntac ació ión n y se recu recupe pera ra medi median ante te dest destila ilaci ción ón.. Exis Existe ten n alre alrede dedo dorr de 70 unid unidade adess principalmente asociadas con producción de hidrógeno y de gas. El equipo va asociado con el enfriamiento del gas de la alimentación, es pesado y requiere aleaciones especiales de acero al cromo, para bajas temperaturas. La pérdida de solventes por  evaporación es alta y la recuperación del solvente es compleja.

6.4.5. PURISOL El proceso Purisol fue desarrollado por Lurgi, propietaria de la licencia. El solvente es NMETILPIROLIDONA (NMP) y es capaz de llenar especificaciones de hasta 0,1% molar de CO2. El proceso deshidrata el gas de la alimentación, lo que hace necesario lavar con agua el gas tratado tratado para recuperar el Purisol vaporizado, vaporizado, el cual tiene una presión presión de vapor alta. Así como el caso anterior, este proceso no ofrece ventajas especiales para ser recomendados en instalaciones marítimas.

6 .5. PROCESOS CON SOLVENTES HIBRIDOS  A continuación se discutirán las principales características de los procesos que trabajan con solventes híbridos.

6.5.1. SULFINOL. (Con licencia de Shell para Crest). El proceso sulfinol usa una química elaborada con una mezcla de diisopropanolamina y sulfolano (dióxido tetrahidrotiofeno). Es excelente para mercaptanos, COS y CS2, así como otros gases ácidos y es muy estable. Si en el gas están presentes hidrocarburos aromáticos, estos serán absorbidos, así como también los hidrocarburos parafínicos pesados, aunque en menor grado. El Sulfinol es el único proceso en el cual se combinan las características de un proceso con solvente físico y uno de amina. El absorbente físico, Sulfolano. permite cargas muy altas de gas ácido a presiones parciales altas, dándole su capacidad de remoción en masas, mientras que la amina, DIPA, reducirá los gases ácidos residuales a valores muy bajos. Las cualidades solventes del Sulfolano permiten que se pueda trabajar con tasas de circulación reducidas, lo cual hace el proceso económicamente favorable. La ventaja desaparece a presiones parciales bajas del gas ácido, digamos menores de 6,9 bars (100 Ipcm). La poca tendencia a la formación de espuma permite el uso de altas concentraciones de solvente y aminas, además de un acercamiento mayor al equilibrio con el gas ácido. Los requerimientos de servicios de regeneración son mucho menores que para MEA debido a la tasa reducida de circulación, menor calor específico de la solución (70 % de MEA acuosa) y despojamiento más fácil. EL proceso sulfinol ha sido usado para el endulzamiento de gases naturales donde el contenido de H2S ha variado de 9% a 53% molar y el contenido de CO2 de 1,1% a 28% molar. Una remoción satisfactoria de mercaptanos v sulfuro de carbonilo se obtiene para todas las mezclas. Las especificaciones para gas natural que se obtienen son: H2S................ H2S................ ...por debajo de 4 ppm (0,25 granos/100 pcn) CO2............... CO2............... ....por debajo de 0,3 mol % Azufre total....... por debajo de 17 ppm(1 grano/100 pcn)

Con pequeñas modificaciones al diseño normal de la planta, el gas puede ser tratado hasta requerimientos de alimentación de plantas de GNL de menos de 50 ppm de CO2. Cuando la relación C02/H2S es alta, pueden obtenerse especificaciones que permiten de 2 a 3 % CO2. Las presiones de absorción dependen de las condiciones del gas que llega a la planta, y varían desde niveles ligeramente superiores a la atmosférica, hasta 69 bars (1.000 Ipcm) o más. La temperatura del absorbedor cambia con la presión de operación, mientras la circulación del solvente varía con la tasa de gas de alimentación y el contenido de gas ácido. Las tasas de circulación son relativamente bajas comparadas con los procesos de amina convencionales. Se experimentan tasas de corrosión bajas.

6.5.1.1. SULFINOL-D El proceso sulfinol fue desarrollado por Shell y obtuvo la licencia a través de Comprimo. La versión D, del solvente es una mezcla de SULFOLANO, DIPA y AGUA. El Sulfolano actúa como solvente físico y la DIPA como solvente químico. El diagrama de flujo es una combinación de solventes físicos y químicos y la regeneración del fluido se efectúa por separación y por fraccionamiento.

Esta versión del proceso Sulfinol es más aplicable para bajas especificaciones del gas tratado (menos de 500 ppm,v) y puede remover H2S, COS y mercaptanos. Desde 1964, se han construido más de 130 unidades.

6.5.1.2. SULFINOL-M El Sulfinol M, es un proceso desarrollado más recientemente y específicamente ajustado a la remoción remoción bruta del CO2 (por debajo del 1%) o selectiva selectiva para la remoción remoción del H2S. El solvente es una mezcla de MDEA, Sulfolano y agua. El diagrama de flujo es esencialmente el mismo del Sulfinol D. EL solvente del Sulfinol M tiene características más cercanas a un solvente físico puro, que el Sulfínol D. El Sulfinol M, es un proceso competitivo para aplicaciones costa afuera, donde se requiere de la remoción de grandes cantidades de CO2 a especificaciones de tuberías. Su ventaja sobre la AMDEA, es la capacidad de absorber el COS y los mercaptanos.

6.5.2. AMISOL El proceso Amisol utiliza mezclas de metanol, MEA o DEA y aditivos. Es efectivo para la remoción del del C02 C02 por debaj debajo o de 5 ppm, ppm,vv . La abso absorc rción ión se prod produc uce e a temp temper erat atur ura a ambie ambient nte e y la regeneración por debajo de 176oF (80"C). Debido a las pérdidas, el gas tratado y las corrientes de gas ácido deben ser lavados con agua, con el fin de recuperar el metanol. La recuperación del solvente se hace por destilación. Este proceso tiene licencia de Lurgi. Se han construido cuatro unidades y es poco probable que este proceso compita costa afuera, debido a la complejidad del diagrama de flujo y al peso de los equipos.

6.5.3. FLEXSORB- PS Este proceso utiliza una mezcla acuosa de aminas Impedidas con un solvente orgánico y es similar  al Sulfinol M. El proceso tiene licencia de la Exxon, está bajo desarrollo pero se dice que será recomendado para la remoción de cantidades brutas de gas ácido. La Exxon opera su proceso por  si misma y lo anuncia con un ahorro de energía del 25% sobre los procesos convencionales de amina orgánica. También se absorben el COS y los mercaptanos lo cual lo hace un proceso competitivo. El solvente se reporta como estable, con muy poca degradación. Todavía hay poca historia que se pueda registrar. Como se anotó anteriormente existen dos plantas en operación y una en diseño.

6.5.4. OPTISOL El solvente OPTISOL es un desarrollo reciente de C-E Natco. v es una mezcla de solvente orgánico con agua y amina, el proceso es similar al Sulfinol M, selectivo para la remoción de H2S, el COS, CS2, y la remoción de mercaptanos. Hasta ahora hay seis unidades en operación.

6.6. PROCESOS DE CONVERSIÓN DIRECTA Como en los casos anteriores, ahora se presentará una breve descripción de aquellos procesos de conversión directa.

6.6. 1. STRETFORD Este proceso se usa para el endulzamiento de gases naturales e industriales por remoción completa de sulfuro de hidrógeno y para la remoción parcial de compuestos orgánicos de azufre. Se logra un contenido de H2S de 1 ppm,v en el gas tratado, a presiones desde la atmosférica hasta la presión de trabajo de las tuberías. Puede producirse azufre de 99% de pureza, derretido o como una pasta. El tamaño de las partículas va de 0,5 a 25 micrones, las cuales se usan en insecticidas agrícolas, además de todas las salidas comerciales para el azufre elemental. Este proceso fue desarrollado por NW Gas y ahora tiene licencia Internacional de British Gas y de Ralph M. Parson Co. El solvente solvente es una mezcla de carbonato carbonato de sodio, sodio, ADA (Ãcido (Ãcido Antraquinó Antraquinón n Disulfónico) y un activador: metavanadato sódico. El proceso puede remover selectivamente el H2S, hasta de 10 ppm,v y opera mediante escalas de reducción/ oxidación : 1. 2. 3. 4.

Absorción del H2S en una solución alcalina Oxidación del H2S por el metavanadato metavanadato de sodio para convertirlo en azufre. Oxidación del vanadato por medio de ADA. Oxidación del ADA reducida, con aire.

Se han construido cerca de 100 plantas, seis para aplicaciones de gas n atural. Solamente dos de ellas operan a presiones por encima de 300 Ipca. El proceso Stretford trabaja con presiones que van desde una atmósfera hasta presiones elevadas y temperaturas entre 90 y 115 oF (32,2oC - 46,1 oC). Es más recomendado para contenidos bajos de H2S, en el gas tratado y para la remoción del sulfuro de hidrógeno en corrientes de gas ácido de baja presión. Se utiliza para tratar el gas de salida de un proceso Claus después de una conversión de SO2 a H2S o del gas residual de procesos, tales como: el Rectisol o Selexol. Se pueden conseguir unidades pequeñas, montadas sobre patines para el tratamiento de gas. Eso lo hace utilizable en instalaciones costa afuera.

Stretford (con licencia de British Gas Corp. para Crest) En este proceso, el gas se lava con una solución acuosa que contiene carbonato sódico, vanadato sódico y ácido antraquinón antraquinón disulfónico. disulfónico. La solución solución alcanza un equilibrio equilibrio con respecto respecto al CO2. El proceso representa una ruta económica para endulzar un gas ácido que contiene CO2, con una merma mucho menor que la asociada con los procesos basados en aminas. El gas ácido se lava l ava en contracorriente con licor regenerado. El sulfuro de h idrógeno se disuelve en la solución alcalina y es removido a cualquier nivel deseado. El hidrosulfuro formado reacciona con el vanadio de estado pentavalente y es oxidado a azufre elemental. El licor es regenerado por  inyección de aire y el vanadio reducido es restaurado al estado pentavalente. El azufre es removido por flotación de espuma y la nata producida puede ser procesada de varias maneras dependiendo del producto final deseado, la producción total de azufre y el costo de los servicios. Para tasas grandes de producción de azufre, una o más etapas de centrifugado seguidas por calentamiento son a menudo económicas. Para capacidades menores de azufre puede usarse el filtrado simple de la nata. Las reacciones sobre las cuales está basado este proceso son esencialmente insensibles a la presión. Así se obtiene remoción completa del H2S, igualmente a unas pocas pulgadas de presión como a un nivel de 69 bar (1.000 Ipcm). Las temperaturas de operación en toda la unidad están entre entre la temper temperatu atura ra ambien ambiente te hasta hasta 50oC 50oC (120oF (120oF)) y result resultan an en un entor entorno no operac operacion ional al notablemente libre de tendencias corrosivas.

 Actualmente hay 55 unidades Stretford en operación, con capacidades que van desde 2,8 M m3/d (100 M pcnd) hasta 2,5 MM m3/d (90 MM pcnd).

6.6.2. TAKAHAX El proceso Takahax utiliza una solución acuosa de carbonato de Sodio, naftaquinona y sulfato sódico y es conceptualmente similar al p roceso Stretford. Una de las ventajas de esta patente sobre el Stretford es que la oxidación del sulfuro de hidrógeno, para convertirlo en azufre elemental, ocurre instantáneamente en el absorbedor, sin la necesidad de tiem tiempo po de resi reside denc ncia ia en el tanq tanque ue.. Para Para las las apli aplica caci cion ones es cost costa a afue afuera ra se redu reduce ce considerablemente el peso operacional.  Aunque se han construido pocas unidades para el tratamiento del gas, en el Japón existen más de 100 unidades en operación para el gas de ciudades, plantas de acero y para plantas químicas. EI proceso fue desarrollado por la Tokyo Gas y tiene licencia a través de MKK, del Japón.

6.6.3. LO-CAT El Lo-Cat es un proceso de oxidación catalítica en fase líquida, ahora bajo licencia de la Tecnología  ARI, utiliza compuestos organometálicos de hierro, solubles en agua. Estos productos tienen propiedades quelatantes, el componente de hierro es reducido por el sulfuro de hidrógeno, de férrico a ferroso. El hierro ferroso es reoxidado o regenerado con aire. Hay alrededor de 49 plantas en operación y 70 bajo licencia. Operan a presiones que oscilan desde una atmósfera hasta I.500 Ipcm y temperaturas entre 40 a 120oF (4,4 a 48,8oC). No requiere calor, la reacción es exotérmica con significativa producción de azufre.

6.6.4. FERROX Y MANCHESTER (Son similares) El proceso Ferrox utiliza una solución acuosa de carbonato e hidróxido férrico. El producto sulfuroso del proceso afecta a los ingredientes activos del solvente por lo cual los costos se hacen altos. Esta tecnología ahora se califica como pasada de moda.

6.6.5. THYLOX Este es otra de las patentes que se consideran obsoletas, utiliza una solución que contiene tiorsenatos. Debido a la naturaleza tóxica del proceso, no se han construido nuevas instalaciones en los últimos años. Otros procesos selectivos para la conversión del sulfuro de hidrógeno están disponibles. Algunos usan tecnologías obsoletas, otros han sido poco probados (FUMAX, LACY, MANCHESTER, ODS, PEROX, SULFINST, UNISULF, TOWSEND, IFP, FUGAPOL, SULFOLANO, FREEPORT).

6.6.6. TOWNSEND Este proceso utiliza una solución orgánica como trietilénglicol y dióxido de azufre para contactar el gas ácido y, simultáneamente, deshidratar el gas y producir azufre. El gas es deshidratado por el trietilénglicol y endulzado sale por la parte superior del absorbedor. La solución de trietilénglicol cargada de agua y azufre sale por el fondo del absorbedor y fluye al asentador, donde se separa. El azufre sale del asentador y fluye al almacenamiento. Una porción es quemada con aire para producir óxido de azufre. El glicol es regenerado por destilación.

6.6.7. PROCESO LACY KELLER El proceso Lacy Keller o Adica utiliza una solución de Triyoduro de potasio la cual reacciona con el H2S y los mercaptanos para producir una solución coloidal de azufre, la cual flocula en celdas de flotación electrolítica y es removida por filtración al vacío. Este proceso no es económico cuando la extracción de azufre es mayor de 1 tonelada por día.

6.6.8. PROCESO IFP (INSTITUTO FRANCÉS DEL PETRÓLEO) El Instituto Francés del Petróleo ha patentado un sistema de desulfuración para la extracción de compuestos de azufre de los gases de refinería o subproductos de una planta de azufre Claus, conocidos como gases de cola. Este proceso es bastante parecido al Proceso TOWSEND, utiliza un solvente con un catalizador  que favorece la reacción del H2S y el CO2 para formar azufre. La reacción ocurre en el absorbedor a 266oF (130oC). El azufre líquido es producido directamente del fondo del absorbedor. Se reporta una pureza del azufre del 99,7%. Este proceso ha sido probado en una planta piloto en Francia.

Proceso IFP (con licencia del Institut Francais de Petrole a Crest) El proceso IFP se usa para remover sulfuro de hidrógeno y óxido de azufre del gas de cola de la unidad Claus a un nivel de 1.500 - 2.000 ppm de óxido de azufre (IFP-1), ó 500 ppm o menos de óxido de azufre (IFP-2), y para limpieza del gas de chimenea bajando el contenido de óxidos a 500 ppm o menos (IFP-2). En el proceso IFP-1, el gas de cola de Claus es inyectado a una torre empacada y contactado en contracorriente con un solvente que contiene un catalizador. El azufre que se forma, se recoge y es removido del fondo de la torre Las temperaturas de operación en la torre van desde 120oC (250oF) hasta 140oC (280oF). No se requiere reforzador del gas debido a la baja caída de presión de la torre. En la variante IFP-2, el gas de cola de la planta Claus después de la Incineración, es absorbido con solución amoniacal y el resto es incinerado y venteado por la chimenea. La salmuera conteniendo sulfitos, bisulfitos y pequeñas cantidades de sulfatos del depurador es evaporada; los sulfatos son reducidos y los vapores SO /NH son inyectados en el fondo del contactor. Una corriente de H2S es también alimentada al fondo del contactor junto con la corriente SO. El azufre contenido en el catalizador catalizador es circulado en contracorr contracorriente iente con el flujo de gas. Así, cuando se forma forma el azufre es recogido y removido del fondo de la torre. El amoníaco es retirado por la parte superior y devuelto al depurador. La temperatura del solvente que va a la torre empacada varía desde 120º C (250º F) hasta 140º C (280º F). La variable más importante importante en el proceso proceso es la relación H2S/SO en la alimentación alimentación a la torre de absorción.

6.6.9. PROCESO SHELL (C. H. DEALS) La Shell patentó un proceso muy similar al Proceso Townsend, excepto por el solvente. Utiliza una solución acuosa de solfuolano.

Shell SCOT (con licencia por Shell para Crest) Este proceso fue desarrollado para limpiar el gas de desecho de las plantas de azufre Claus modificadas. Simplificando, grandemente, el proceso reduce catalíticamente todos los compuestos de azufre que entran a la unidad SCOT a H2S y luego extrae el H2S de manera preferencial (usando el proceso ADIP) de los demás gases en la corriente. La corriente enriquecida con H2S es devuelta a la unidad Claus Clau s para recuperación de azufre. Se aplica para aumentar la eficiencia de recuperación de azufre de las unidades Claus desde el nivel usual de unos 95% hasta más del 99,8% con el fin de disminuir la contaminación ambiental. El proceso tiene una flexibilidad alta para manejar las variaciones en la operación de la planta Claus. Los cambios en la composición del gas de desecho Claus tiene sólo un pequeño efecto sobre la recuperación total del azufre. Las tasas de alimentación del gas desde 20 hasta el 100% del diseño pueden ser manejadas fácilmente. No se producen corrientes secundarias de desecho. Las unidades unidades están están diseña diseñadas das para caídas caídas de presió presión n mínima mínimass de modo modo que pueden ser  agregadas fácilmente a las unidades Claus existentes.

6.6.10. CLAUS El proceso Claus es el más importante de los procesos de conversión directa y el más usado; fue desarrollado en 1883. La reacción química de conversión directa que ocurre en este proceso se basa en la reacción entre el sulfuro de hidrógeno y el dióxido de azufre, formando azufre elemental. Esta reacción es exotérmica exotérmica,, se efectúa efectúa sobre catalizadores catalizadores tales como bauxitas, alúminas y aluminosilic aluminosilicatos. atos. Existen más de 500 plantas en operación. (Ver GPSA 87, PAG. 22-1). Amoco Claus (con licencia de Amoco Production Co. para Crest) Este proceso se usa para convertir sulfuro de hidrógeno a azufre de alta pureza, en corrientes de sulfuro de hidrógeno gaseoso, producto de las operaciones d e procesamiento y refinación del gas. La corriente de gas ácido conteniendo sulfuro de hidrógeno, la cual puede originarse en una unidad convencional de amina o un proceso similar, se alimenta a un horno de reacción donde se quema con suficiente aire para satisfacer la estequiometría de la reacción de Claus. Los gases calientes de reacción son enfriados en la sección regeneradora de vapor del horno de reacción y luego enfriados adicionalmente en el primer condensador, donde se remueve el azufre producido en el horno de reacción. Después de recalentados, los gases entran al primer convertidor catalítico donde se forma azufre adicional, el cual es condensado en el segundo condensador. Dependiendo de la concentración del sulfuro de hidrógeno en el gas ácido alimentado a las unidades, el número de etapas etapas catalí catalític ticas as y la calida calidad d del catali catalizado zadorr utiliz utilizado ado,, pueden pueden obtene obtenerse rse eficie eficienci ncias as de conversión de hasta 98%. Con las debidas modificaciones, el proceso es apropiado para el tratamiento de gases ácidos que contienen sulfuro de hidrógeno en un amplio margen de concentraciones. Además el proceso debe ser diseñado de modo que la presencia de impurezas, tales como, hidrocarburos y amoníaco, en la corriente de gas ácido no tenga efectos dañinos sobre el comportamiento de la planta y la calidad del azufre producido. Hay muchas unidades en operación que procesan corrientes de gas de refi refine nerí rías as que que cont contie iene nen n cant cantid idad ades es apre apreci ciabl ables es de amon amonía íaco co.. Esta Esta cara caract cter erís ístitica ca es de importancia particular en vista de los requerimientos de control de contaminación ambiental, los cuales exigen esencialmente la completa remoción del sulfuro de hidrógeno de todas las corrientes gaseosas y líquidas de la refinería y su conversión a azufre elemental antes de disponer del mismo.

Bajo las condiciones prevalecientes en el horno de reacción, es inevitable la formación de algún sulf sulfur uro o de carb carbon onilo ilo (COS (COS)) y disu disulflfur uro o de carb carbon ono o (CS2) (CS2) si el gas ácid ácido o cont contie iene ne CO CO2 2 e hidrocarburos. Aún cuando las cantidades de COS y CS2 que se forman son relativamente pequeñas, especialmente si el contenido de hidrocarburos del gas ácido es bajo, son importantes como contaminantes en potencia del aire. Un catalizador especial puede ser colocado en uno o varios de los convertidores catalíticos para hidrolizar en gran parte el COS y el CS2 a H2S y CO2 y evitar que estos compuestos escapen a la atmósfera. El proc proces eso o modi modififica cado do enfa enfatitiza za máxi máxima ma efic eficien ienci cia a de conv conver ersi sión ón y el más más alto alto grad grado o de confiabilidad a baja inversión de capital y costos operacionales. La alta eficiencia de conversión minimiza las inversiones para la desulfuración del gas de cola. El proceso ha sido a corrientes de gas ácido que contienen de 15 a 100% de H2S en capacidades desde 5 a 1.500 toneladas brutas por día. Las unidades más pequeñas están montadas sobre patines.

6.6.11. HAINES Y MALLAS MOLECULARES DE SHELL Se fundamentan en hacer reaccionar el H2S con el SO2 sobre un lecho fijo para generar azufre por  conversión directa.

6.6.12. NALCO La Nalco Chemicals Co. y Howe Baker Engineers, Inc. han desarrollado un proyecto de conversión directa, el cual trabaja con una química que, al reaccionar con el H2S, produce una corriente ácida que se convierte directamente en azufre, el cual se remueve por centrifugación. Una diferencia básica del proceso Nalco es que utiliza un solución ácida mientras que los otros procesos de conversión directa utilizan soluciones alcali nas. Se ha utilizado eficientemente para extraer H2S de gases que proceden de un rehervidor y se piensa que pudiera ser utilizado en e n la Industria del gas natural.

6.7. PROCESOS DE LECHO SECO Los procesos clasificados como de lecho seco, son básicamente los de mallas moleculares y el de esponja esponja de hierro. A continuació continuación n se encontrará encontrará una breve descripción descripción sobre el alcance alcance de cada uno de ellos.

6.7.1. MALLAS O TAMICES MOLECULARES La tecnología de Mallas Molecular aplica en la remoción del dióxido de carbono y está disponible en la Union Carbide. Las mallas más utilizadas son las de tipo 4-A-LNG. No es un proceso atractivo para altas tasas de flujo y/ o grandes concentraciones de dióxido de carbono. Los tamices moleculares moleculares se utilizan extensivamen extensivamente te en la British Gas, en plantas plantas de GNL, donde el CO2 esté presente en cantidades de 1,5 a 2%. También se usan para la deshidratación del gas natural. Sin embargo, este proceso tiene ventajas en la remoción de H2S y mercaptanos, de una corriente de CO2. También es aplicable para el tratamiento de líquidos (LPG, etc.), o como medio de purificación después de remover cantidades brutas de gases ácidos en otros procesos. El otro fabricante de Tamices Moleculares, que tiene tecnología similar es W.R Grace y Laporte

El rango de vida de un lecho es de 3 a 10 años, dependiendo del trato que reciba el lecho durante la operación. Las mallas o tamices moleculares son sistemas de lecho sólido. Los agentes endulzadores sólidos se usan en un lecho, a través del cual, fluye el gas ácido para remover los constituyentes ácidos. La regeneración del lecho sólido se logra reduciendo la presión y/ o aplicando calor. Usualmente una pequeña cantidad de gas fluye a través del lecho para remover sus constituyentes ácid ácidos os a medi medida da que que son son desa desabs bsor orbi bido dos. s. Debi Debido do a la inve invers rsió ión n inici inicial al y a las las difi dificu cultltad ades es operacionales, estos tipos no son recomendados para volúmenes mayores a unos 425 M m/ d (15 MM pcnd), pcnd), en proces procesos os de endulz endulzami amient ento. o. En proces procesos os de deshidr deshidrata atació ción n sí es común común el tratamiento de cantidades muy altas (500 MM pcdn), después de efectuar una deshidratación previa con TEG. Hay en el comercio varios tipos de tamices de lecho sólido y tienen diferentes afinidades para varios componentes. En general, el orden de adsorción es: agua, H2S y CO2. Para la remoción de H2S y CO2, el agua debe removerse inicialmente, resultando lechos de adsorción separados. La regene regenerac ración ión de los lechos lechos permit permite e la remoci remoción ón del agua agua y su poster posterior ior conden condensac sación ión,, reciclando el gas de regeneración del proceso. Sin embargo, en los lechos de adsorción de CO2 y H2S el gas usado en la regeneración es venteado para remover el CO2 y H2S adsorbidos. Generalmente los butanos y más pesados contaminan los lechos adsorbentes, reduciendo, substancialmente, su capacidad de remoción de H2S y CO2. Por lo tanto, es deseable un sistema agua aguass arri arriba ba par para reti retira rarr los los hidr hidroc ocar arbu burros pesa pesado dos. s. El, El, gas gas trat tratad ado o cump cumple le con con las las especificaciones para tuberías y es apropiado para la alimentación de plantas criogénicas. El proceso involucra dos o más adsorbedores de lecho fijo y otras instalaciones de regeneración. Por lo menos, un lecho esta en adsorción en todo momento, mientras los otros lechos están siendo regenerados. El gas natural pasa a través del lecho en servicio, donde se remueven el o los materiales impuros hasta lograr las especificaciones del producto. El gas de regeneración seco se calienta a 204 – 315oC (400 – 600oF), 600oF), en un adsorbedor adsorbedor en ciclo de enfriamiento enfriamiento y /o en un calentador, calentador, luego se pasa en contracorriente con el flujo normal a través del lecho adsorbedor que está siendo regenerado. El gas Impuro absorbido en el lecho se enfría, y el agua líquida l íquida se separa, mientras que la comente de gas se envía a la línea de gas combustible o sigue para el tratamiento subsiguiente. La selección del tipo apropiado de tamiz molecular depende de las impurezas que se van a remover. El tipo 4A es el más comúnmente usado para deshidratación y el tipo 4A-LNG para dióxido de carbono. Varios tipos son usados para desulfuración dependiendo de las clases de compuestos de azufre y sus concentraciones a ser removidas. La vida del tamiz varía desde 2 a 5 años para desulfuración y remoción de dióxido de carbono, y de 3 a 7 años para deshidratación. Los tamices moleculares que se usan para secar el gas de alimentación a una planta criogénica también pueden usarse para secar la planta du rante el paro y antes de los arranques. El tamaño de la unidad depende de la concentración de las impurezas en la alimentación y de otros factores. Generalmente, los tamices moleculares se usan para endulzamiento cuando el dióxido de carbono puede permanecer en el producto. Su uso para deshidratación depende del punto de rocío requerido y normalmente y normalmente ocurre cuando el punto de rocío debe ser –40º C (-40º F) o in ferior.

La remoción de dióxido de carbono con tamices moleculares es más atractiva cuando el producto debe tener un contenido de CO2 muy bajo y la alimentación tiene 1,5% 1 ,5% molar de CO2 o menos.

RESUMEN DE ADSORBEDORES AGUA SOLAMENTE Sílica Gel  Alúmina Activa 4A Tamiz Molecular Carbón Activado

H2S Y CO2 Tamices Moleculares 13% AW-500 Carbón Activado Esponja de hierro para (H2S, sólo)

6.7.2 PROCESO DE ESPONJA DE HIERRO Es uno de los procesos conocidos para eliminar componentes de ácidos del gas natural. Se suele utiliz utilizar ar en corrie corriente ntess de gas pequeñas pequeñas a median medianas, as, razón por la cual cual se recomi recomiend enda a para para instalaciones de bajo consumo. Los óxidos de hierro se mezclan con virutas de madera para formar un material que puede reaccionar con el H2S del gas. Las virutas sirven como un agente esponjoso que permite el paso fácil de gas y provee área para el contacto del óxido de hierro con el gas. Los óxidos varían tremendamente en sus propiedades purificadoras dependiendo del estado fisicoquímico de ellos. La humedad juega también un papel muy importante en la reacción. El óxido que reaccionó puede ser regenerado parcialmente con oxígeno (o aire) en presencia de humedad. La regeneración puede hacerse in situ o sacándolo del recipiente, pero debe tenerse extremo cuidado para evitar un recalentamiento y/ o incendio, ya que los compuestos son pirogénicos. No son rentables más de 2 regeneraciones, es decir, con la primera regeneración la capacidad de adsorción de la camada no es igual a su condición original. Este método no se recomienda para remoción en masa de grandes cantidades de H2S. La economía limita su aplicación a los gases que contengan menos de 320 ppm (20 granos de H2S / 100 1 00 pcn). Entre las ventajas del proceso, se pueden enumerar las siguientes: I. Provee una remoción remoción completa completa de concentrac concentraciones iones de sulfuro sulfuro de hidrógeno hidrógeno medianas, sin remover el dióxido de carbono. Es un proceso selectivo. 2. Requiere de poca poca inversión, en comparación con otros sistemas. 3. Es igualmente efectivo a cualquier presión de operación.

pequeñas pequeñas a

Desventajas: 1. Requiere de una instalación duplicada, o en su defecto, de la interrupción del caudal del gas que se procesa. 2. Tiene Tiene afinidad afinidad con la formac formación ión de hidrat hidratos os cuando cuando es operado operado a altas altas presione presioness y con temperaturas que oscilan en el intervalo donde l os hidratos se pueden formar  3. Remueve el etil mercaptano, que suele agregarse al gas como odorizante. 4. Con la entrada entrada del del aceite o destila destilados, dos, el recubr recubrimient imiento o de la esponja esponja de hierro hierro requerirá requerirá de cambios más frecuentes. La esponja de hierro no es más que los rizos de madera que resultan de la carpintería, recubiertos de hierro hidratado, normalmente empacado en varias texturas y tamaños. La madera sirve para espaciar el ingrediente activo, el óxido de hierro, y para controlar la distribución del gas en el sistema, evitando caídas de presión excesivas. Las calidades de recubrimiento que suelen preparar son: 6,5 Ibs; 15,0 Ibs. Y 20,0 Ibs de óxido de hierro por "bushel". Un "bushel", contiene ocho galones y cuando se empaca de manera apropiada es aproximadamente equivalente a un pié cúbico, por ello se suele hablar de esponjas, por  ejemplo: de 9,0 Ibs de óxido de hierro por pie cúbico.

Existen algunos conceptos básicos que deberán tomarse en cuenta cuando se diseñe este proceso: 1. La camada de óxido podrá tener alrededor de 10 pies de profundidad, con lo cual se produce una caída de presión tolerable y una distribución apropiada del gas en el área transversal del recipiente. recipiente. A menos que el aumento de profundidad profundidad se compense compense con la instalación instalación de platos, platos, el uso de longitudes mayores podría producir una caída de presión excesiva, debido a los efectos de compactación. En ocasiones pudiera ser necesario considerar un aumento en la longitud de la carcaza, para disminuir los gastos por cambios de carga y aumentar la vida de la camada. 2. El recipient recipiente e deberá deberá diseñarse diseñarse de tal manera manera que la deposició deposición n de azufre azufre no pase pase de 15 15 2 granos por pie cuadrado de sección transversal por minuto (15 granos / pié . min. ó 0,972 gramos/ pie2. min.)  Al diseñar con esta regla se debe recordar que el contenido de H2S se expresa expresa en granos por  100 pcn y que, a la presión de operación, la concentración es mucho más alta. Por esta razón esta consideración es especialmente importante cuando se trabaje con concentraciones muy altas del componente ácido y a elevadas presiones. El diseño obliga a mantener la operación entre los límites aceptables (máximo y mínimo), con el fin de lograr una reacción completa entre el sulfuro y el óxido de hierro. Las cargas que más se aproximan a la reacción teórica es de d e 0,56 Ibs de azufre por libra de hierro presente. 3. El tiempo de contacto contacto de la camada puede calcularse con el volumen de esponja y el volumen del gas en condiciones de operación. Cuando se diseñe con presiones variables, el caso más crítico será la presión más baja. Para calcular el tiempo de residencia o el tiempo de contacto del gas ácido con el ingrediente activo de la camada se podrá considerar como máximo: 180 p3 / hr. por p3 de esponja y un mínimo de 50 a 60 p3/ hr. cualquier presión de operación: o bien, un mínimo de 90 p3/hr. donde existan concentraciones por encima de 50 granos por 100 pcn (800 ppm,v) y no haya oxígeno presente. Velocidades Velocidades muy altas causarán causarán excesiva excesiva caída caída de presión, presión, compactación compactación anormal anormal de la camada y canalización del gas ácido, antes que la esponja esté completamente convertida en sulfuro de hierro o azufre libre. Velocidades mínimas por debajo de 50 a 60 p3/hr podrán causar canalización del gas o no proveer suficiente velocidad para remover la película del gas de la superficie de la esponja para permitir que el gas nuevo entre en contacto con la superficie activada de dicha esponja. Estos niveles de máxima y mínima tasa de flujo son una función del contenido de oxígeno presente. La reacción del azufre produce solamente 262 BTU por libra de sulfuro de hidrógeno. Si la temperatura de operación se mantiene a 114oF el agua esencial para la cristalización no saldrá del sistema de adsorción continuará a la tasa de diseño, sin embargo, si hubiere oxigeno atmosférico pres presen ente te o se agre agrega gara ra oxíg oxígen eno o en un proc proces eso o cont contro rola lado do par para reac reacti tiva varr la espo esponj nja a simultáneamente con la adsorción de sulfuro de hidrógeno, el calor de reacción podría aproximarse a los 2.500 BTU por libra de sulfuro de hidrógeno hidrógeno y pudiera pudiera causar pérdida permanente permanente del agua de cristalización a una temperatura de operación por en cima de 114oF. Si se permite oxígeno en exceso (por ejemplo: 0,4% + 0,1% por cada 100 granos por 100 pcn.), cualquier aumento no controlado de la temperatura también pudiera causar pérdida del agua de cristalización. La camada activa de la esponja debería mantenerse a un peso húmedo de 40% + - 15%. La esponja original es procesada a un pH de 8 o por encima y deberá mantenerse en este valor agregando soda ash, si fuera necesario.

4. Sin oxígeno oxígeno presente presente,, la rata rata teórica teórica de conversión conversión:: 0,56 Ibs Ibs de azufre azufre por libra libra de óxido óxido de hierro, puede aproximarse a condiciones ideales. La vida de la camada debe tomarse en cuenta siempre que se requieran de cambios frecuentes frecuentes,, en este caso, se pueden pueden aumentar aumentar de manera manera considerabl considerable e los costos de operación. Cuando no se considere considere la regeneraci regeneración ón de la camada, una esponja de 15 Ibs podría ser lo más recomendado, este paso de óxido de hierro por "bushel", dará una utilidad máxima antes que el espacio vacío se llene con sulfuro de hierro para causar una caída de presión excesiva. Si se desea utilizar regeneración con aire, la esponja de 9 Ibs podría ofrecer mayores ventajas, no obstante, existe la posibilidad de que sea tapada completamente con el azufre antes que se pueda utilizar a su máximo potencial de reacción. La cantidad de sulfuro que puede retener  una camada se puede conocer de manera aproximada, a no ser que entre petróleo al sistema o se produzca azufre en exceso, con lo cual se cubre el óxido de hierro y se evita la reacción química. q uímica. Desde el punto de vista de la seguridad del sistema, hay muchos aspectos que se deben tener en cuenta, debido a que se está trabajando con un elemento que puede convertirse en fatal a concentraciones mayores de 600 ppm,v: El H2S. Asimismo, debe tenerse en cuenta que en contacto contacto con el oxígeno oxígeno atmosféric atmosférico-las o-las camadas de óxido de hierro utilizadas utilizadas pueden presentar  presentar  ignición espontánea. Se han registrado accidentes por este concepto. En resumen, el esponja de hierro tiene la ventaja de retener únicamente los compuestos de azufre de caudales de gas relativamente bajos, comparado con otros procesos. Éste, permite un trabajo continuo cuando se utilizan dos recipientes. Si se instala con una sola camada, el flujo debe ser  interrumpido para cambiar la esponja. Si se trata de un diseño para grandes volúmenes de gas, es preferible verificar la factibilidad de seleccionar otras alternativas.  A continuación se presenta el resumen resumen de las condiciones básicas recomendadas recomendadas para el diseño: 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7.

Peso Peso de la cama camada da de FeO: FeO: 6,5 6,5 – 15,0 15,0 y/ o 20 20 Lbs Lbs// pié pié3 3 Alt Altura ura má máxima de de la la ca camada: 10 10 pi pies. Depo Deposi sici ción ón de de azu azufr fre e en la cam camad ada: a: 1 gra gramo mo// pié2 pié2 por por min min.. Reac Reaccción ión teó teóri rica ca 0,56 0,56 lbs. lbs. de S/l S/lbs. bs. de de FeO FeO Tiemp empo de de co contacto o de de re residencia: T, máx: 180 pié3 /hr. por pié3, esponja. T, min: 50-60 pié3/hr. por pié3, esponja Vel Velocida idad mí mínima: 50 50-60 pi pie3 /hr /hr.. Calo alor de de re reacción: 26 262 Bt Btu/ lb, H2S

6.8. OTROS PROCESOS  A veces es difícil evocar un proceso dentro de una categoría definida (físico, químico, híbrido, etc.), etc.), en otras otras ocasio ocasiones nes son tecnol tecnologí ogías as que se apart apartan an complet completame amente nte del anális análisis is originalmente realizado; por estas razones se agrupan en un solo renglón los procesos que no han sido tratados dentro del análisis anterior.

6.8.1. MEMBRANAS La separación por difusión selectiva a través de membranas permeables, ha estado en desarrollo durante los últimos 20 años. El proceso consiste en la permeación diferencial de los diferentes componentes del gas a través de una membrana polimérica (por ejemplo: acetato de celulosa).  A fin de manejar el proceso proceso de difusión, la presión diferencial diferencial a través de la membrana membrana se ubica en los alrededores de 1.000,0 lpcm ya que algunos hidrocarburos pueden colarse a través de la membrana, se requiere recomprimir el gas para recuperar componentes valorables en una segunda unidad de membrana. La composición realista de gas tratado que se puede obtener 

está por debajo del 1,5% molar de CO2. Esto indica que el proceso es recomendable para la separación de cantidades brutas de gas ácido. En todos los procesos de membrana el elemento básico está montado en unidades modulares sobre patines. Se debe tener cuidado en no permitir el contacto de líquidos con la membrana, por lo tanto, se deben colocar filtros o unidades de separación previamente, para garantizar  que las membranas membranas no se pongan en contacto contacto con los líquidos. Componentes Componentes tales como: el metanol, glicol y el agua, también dañan la membrana. Debido a los requerimientos para el acceso y el aislamiento, el patín está provisto de válvulas y de instrumentación apropiada. Todavía no se han instalado sistemas de membrana costa afuera, pero existe una historia creciente de operación en los E.U.A., por lo cual se anticipa que las membra membranas nas servir servirán án de reto reto a los sistem sistemas as conven convencio cional nales es en la remoci remoción ón de impurezas del gas natural en los próximos diez años.

6.8.2. OXIDO DE ZINC (ZO) El proceso de Oxido de Zinc, actualmente en desuso, es un sistema de lecho fijo para la remoción del sulfuro de hidrógeno, también debería mencionarse ya que su uso se está expandiendo expandiendo ampliamente ampliamente como un proceso proceso de protección protección para la venta venta de gas, con buenas perspectivas en el Mar del Norte donde el contenido de sulfuro de hidrógeno en el gas, se ha incrementado de 1 a 2 ppm. ICI, posee licencia para la utilización del Oxido de Zinc, para la limpieza del sulfuro de hidrógeno a temperaturas relativamente bajas y ha desarrollado un catalizador específico para este proceso. Las cargas de H2S, son relativamente bajas (típicamente menores del 5% por  peso) lo cual restringe el uso del óxido de zinc drásticamente. Los cambios de los lechos catalíticos han sido simplificados, ahora se usan procedimientos rápidos.

6.8.3. LAVADO CON AGUA. Se ha usado extensamente en Europa, un lavado del gas con agua para absorber CO2; sin embargo, para remoción de CO2 hasta requerimientos normales de gasoductos, en los EE.UU. (2% o menos), no es práctico, ya que requiere una tasa de circulación excesiva. Por ejemplo, para reducir el nivel de CO2 de 40% a 15% se requiere unos 66,8 lt./m por MM mcdn (0,5 gpm por MM pcnd) a 13,8 bars (200 lpcm). El lavado con agua se ha utilizado en serie con un sistema MEA. Las principales ventajas del proceso son el uso de un solvente de bajo costo y la ausencia de requerimientos de calor para regeneración.  A pesar de que, por sus características es eminentemente-un proceso físico, se ha preferido clasificarlo dentro de esta sección, gracias a que el agua en solución forma parte de muchos otros procesos.

6.8.4. TEXACO Este proceso usa una solución de NaOH con un catalizador. Ofrece ventajas en la inversión inicial de la planta y en los costos de operación, pero la regeneración se efectúa con aire y esto requiere un control estricto de óxigeno a fin de evitar una explosión.

2 OPERACIÓN DE PLANTAS DE ENDULZAMIENTO DE AMINA 1. DIAGRAMA DE FLUJO El diagrama de flujo presentado en la Fig. No. 2-1, es un esquema de una planta de endulzamiento que utiliza aminas para retirar del gas los componentes ácidos. Con el fin de hacerle seguimiento se relacionará este texto con las características específicas de la planta de referencia. Se presentan dos dibujos, la Fig. No. 2-1, en la cual se ilustran los principales componentes de una planta genérica y la Fig. No. 2-2, que representa el esquema básico de una planta que, con el fin de aumentar la capacidad de tratamiento, utiliza dos absorbedores. A continuación se explicarán los principales componentes de una planta de endulzamiento que trabaja con aminas.

1.1. SEPARADOR DE ENTRADA Este recipiente, colocado a la entrada de la planta, es la unidad encargada de separar los contaminantes que llegan con la corriente de gas, tales como hidrocarburos líquidos, agua, partículas sólidas y los compuestos sólidos que han sido agregados previamente al gas natural, los cuales suelen causar efectos nocivos.

 A manera de ejemplo se pueden citar: la alteración y degradación del solvente, formación de espuma y corrosión.

1.2. ABSORBEDOR ABSORBEDOR O CONTACTOR (Fig. No. 2-3) El gas ácido que sale del separador, entra al absorbedor por el fondo de la torre y fluye hacia arriba para entrar en contacto con la solución de amina que baja desde el tope de la torre. En este contacto el gas ácido es removido de la corriente gaseosa y transferido a la solución. El gas tratado que sale por el tope debe salir con muy poca cantidad de componentes ácidos. El contenido de impurezas en el gas residual dependerá de las condiciones de diseño y de la operación operación del sistema. sistema. Es importante importante que el operador entienda a cabalidad cabalidad el funcionami funcionamiento ento de estas plantas, con el fin de obtener la mayor eficiencia del proceso. La solución que sale por el fondo del absorbedor puede contener: • • • • • •

 Agua  Amina Componentes ácidos (CO2,H2S, COS, CS2, Mercaptanos, etc.) Gas Natural que ha quedado en la solución. Hidrocarburos líquidos retirados de la corriente de gas. Sólidos y otras impurezas (por ejemplo: Alfaltenos)

La cantidad de hidrocarburos líquidos que pasa a la solución de amina, aumenta a medida que sube la presión de operación y/ o disminuye la temperatura de contacto. Se aconseja que la solución de amina entra a la torre con 10oF por encima de la temperatura a la cual entra el gas a la torre, para evitar el arrastre de líquidos. La cantidad de gas disuelto dependerá dependerá del tipo de solución que se utilice. La MEA retiene retiene menos contaminantes que otras soluciones. Por ejemplo, la MEA + utilizada como solvente en el diseño básico del prototipo, recoge 3,85 pié3 de gas ácido por cada galón de solución. El fluido que sale por el fondo de la torre se conoce como: solución rica, ácida o contaminada. Lo más común es llamarla amina rica, debido a que se ha

enriquecido de los componentes ácidos. Esta solución fluye hacia el tanque de venteo o “flash tank”, donde se mantiene la altura requerida utilizando un controlador del nivel, el cual abre o cierra una válvula para garantizar una altura de líquido constante en el fondo del absorbedor.

1.3.

TANQUE DE VENTEO O “FLASH TANK” (Fig. No. 2-4)

Este recipiente se utiliza para separar el gas que se disuelve en la solución. Normalmente el tanque de venteo se instala cuando la presión del absorbedor es mayor de 500 lpcm. (35 bars), y se opera a una presión de, aproximadamente, 75 lpcm (6 bars.) Cuando la presión de la solución rica que sale del absorbedor se reduce desde la presión de contacto hasta la de trabajo del tanque de venteo, la mayor parte de los hidrocarburos que se han disuelto en la solución se vaporizan llevándose consigo una pequeña cantidad del gas ácido. El propósito de este tanque es de recuperar los hidrocarburos disueltos en la solución, los cuales se mandan al mechero o se utilizan como gas combustible. De esta manera se evita la formación de espuma y se logra una mejor operación de la planta. No obstante, es recomendable tener presente el poder del contaminante de estos gases, eso podría podría impedir impedir su uso como combustible. combustible. Lo normal normal es que contengan contengan una cantidad excesiva excesiva de CO2, por lo que se reduce de manera considerable el valor calorífico, pero también pueden tener  H2S, lo cual es peligroso. Por estas razones se suele colocar, a la salida del tanque de venteo, un pequeño contactor (Fig. No. 2-4). Es recomendable conectar al tope de este pequeño absorbedor, una línea con amina pobre, con el fin de retirar el gas ácido que transporta el gas combustible. Esta pequeña porción de solución contaminada se mezclará con la corriente de amina rica que va hacia el regenerador. La tasa de flujo se regula con un controlador de nivel colocado en el tanque de venteo. La planta presentada en la Fig. No. 2-1, no tiene este pequeño absorbedor. La presión del tanque de venteo se controla, a su vez, con una válvula colocada en la salida de la corriente de gas, que trabaja con un controlador de presión. Esta válvula abre y cierra para mantener constante la presión en el recipiente.

1.4. INTERCAMBIADOR DE CALOR AMINA-AMINA El propósito del intercambiador de calor es aprovechar una parte de la energía de la amina pobre o limpia que sale del regenerador. Esto representa aproximadamente el 50% del calor requerido en el rehervidor de la columna de regeneración. La solución pobre que sale del rehervidor, se enfría al pasar por el intercambiador de calor, mientras mientras que la amina rica que viene del absorbedor, absorbedor, se calienta calienta hasta +- 190oF para hacer más fácil la separación de los gases ácidos que transporta. Es conveniente evitar que no se separe el gas en la tubería, antes de entrar a la columna de regeneración, porque el sistema se vuelve muy corrosivo. Ese problema se podría evitar usando acero inoxidable. El intercambiador de calor más común es del tipo de concha y tubos en U. La solución rica normalmente fluye a través de los tubos y la solución pobre, por la carcaza del intercambiador  bañando los tubos por su parte exterior. Después del intercambiador se coloca una válvula sobre la línea de la solución rica, para controlar  el flujo hacia el regenerador. El regenerador por lo general, se opera a una presión que varía entre 4 y 8 lpcm. (0,3 a 0,6 bars.), el de la planta modelo trabaja a 8 lpcm. A esta presión, los gases que contiene la solución rica se evaporan a medida que se calienta la solución. El gas ácido puede tener un efecto corrosivo y erosivo muy alto, por lo tanto se debe mantener el caudal en el mínimo posible. En ocasiones se coloca una vávula de control de flujo a la salida del intercambiador para igualar la presión, (de manera aproximada), a la del tanque de venteo. Así se puede minimizar la corrosión en este sector.

1.5.

REGENERADOR

El propósito del regenerador es remover el gas ácido contenido en la solución rica. En una planta de amina, la torre de regeneración por lo general contiene entre 18 y 24 bandejas, el de la planta típica tiene 22. La solución pobre entra en el 2do. Al 4to. Plato por debajo del tope. A medida que la solución desciende, entra en contacto con los vapores del rehervidor que suben hacia el tope de la torre. torre. El vapor burbujea burbujea en la solución, en cada plato, retira los gases ácidos de la solución y los transporta hacia el tope de la torre. El equipo responsable de la compensación energética de la planta es el rehervidor. Allí se produce el calor necesario para vaporizar la solución que regresa al regenerador. El vapor fluye en contracorriente con el líquido que cae y, en cada plato, entra en contacto con la solución para lograr el equilibrio que permite el despojamiento del gas ácido. La Fig. No. 2-5, presenta un diagrama de un rehervidor que utiliza fuego indirecto como fuente de calor. A su vez, la Fig. No. 26, muestra un esquema de un rehervidor que utiliza vapor como fuente de calor. El consumo de vapor en la planta es un parámetro extraordinario para medir el comportamiento del sistema. Cuando la cantidad de vapor aumenta, se incrementa también la cantidad de gas ácido despojado. Esta Esta es la razó razón n por la cual cual el trat tratam amie ient nto o de la solu soluci ción ón mejor mejora a con con el uso uso de gas de despojamiento (“stripping gas”). Los vapores que salen por el tope de la torre de regeneración son una mezcla de vapor de agua y gas ácido.  Al pasar por el condensador, el vapor de agua se condensa y los gases ácidos también conocidos como gases de cola - salen de la planta.

La composición de los gases de cola de la planta modelo es la siguiente: Componentes CO2 H2S H2O

Yi. 0,908 0,9092 0,006 0,0048 0,086 0,0860

Observe que se trata de 4800 a 6000 ppm,v

1,000 1,0000 El condensador, puede ser del tipo concha y tubos, con el uso de agua a través de los tubos, o también, un enfriador de aire, con ventilador eléctrico (“findfan cooler”), en el cual los vapores fluyen a través de los tubos. NOTA: Copiar gráficos Páginas 84 y 85 Endulzamiento del gas natural.

En cualquiera cualquiera de los dos casos, el vapor que sale del condensador condensador (una mezcla mezcla de vapor de agua y gases ácidos), entra al acumulador de reflujo. Este acumulador es un separador gas-liquido. Los gases, que han sido removidos del absorbedor, salen por el tope del recipiente a través de una válvula de control de presión. Por lo l o general, entran a un incinerador, a una línea de venteo o a una u na planta recuperadora de azufre, que es el caso de la planta tomada como referencia. La presión en la torre de regeneración se mantiene constante utilizando un controlador de presión que regula una válvula instalada en la línea de gas del acumulador de reflujo. El agua que cae al acumulador es bombeada, como reflujo, hacia el tope de la torre de regeneración y se regula con un controlador de nivel colocado en el acumulador, el cual activa una válvula de control ubicada después de la bomba de reflujo. La solución que se acumula en el fondo del rehervidor se calienta y se vaporiza parcialmente. Los vapores se desplazan hacia la torre.

1.6. TANQUE DE ABASTECIMIENTO ("SURGE TANK") El tanque de abastecimiento se usa para almacenar la solución pobre o limpia. li mpia. Por efectos del trabajo diario, parte de la solución, se pierde en el contactor y en el regenerador. También También habrá pequeñas pequeñas pérdidas en el empaque empaque de la bomba y en otros sitios. sitios. A medida que desciende el nivel de la solución en el tanque de abastecimiento es necesario agregar solución fresca. Es preciso vigilar que, al agregar solución al sistema, se mantenga la proporción agua/ amina amina recome recomenda ndada da en el diseño diseño origin original. al. Cuando Cuando la soluci solución ón trabaj trabaja a demasi demasiado ado diluida diluida o concentrada la planta funciona ineficientemente. SI la solución de amina entra en contacto con el aire, reaccionará con el oxígeno y perderá la habilidad para remover componentes ácidos del gas natural. Como consecuencia, es esencial que el aire no entre en contacto con la solución. Para prevenir este efecto, se puede utilizar un colchón de gas inerte inerte en el tanque de abastecimie abastecimiento. nto. Algunas veces se utiliza gas natural natural en sustitución sustitución del gas inerte. Para prevenir la entrada de aire al sistema se utiliza una presión de 1 a 2 pulgadas de agua (Fig. No. 2-7).

1.7. BOMBA DE LA SOLUCIÓN POBRE El líquido del tanque de abastecimiento pasa a la bomba, la cual aumenta la presión de la solución pobre de tal manera que pueda entrar en el absorbedor. Por lo general esta bomba es del tipo de desplazamiento positivo. El caudal se regula desviando una porción del líquido de la descarga de la bomba hacia una válvula de control manual ubicada en la succión de la bomba. La máxima tasa de flujo se obtiene cuando la válvula ubicada en la desviación (“by-pass "), está cerrada. La tasa de flujo de la solución regenerada que va al absorbedor, normalmente se mide por  medio de un rotámetro.

1.8.

FILTROS

A medida que la solución circula a través del sistema, recoge partículas que se forman como producto de la corrosión. Estas partículas sólidas puedan causar formación de espuma en el absorbedor absorbedor y en el regenerador. regenerador. Por lo tanto, tanto, se debe incluir un filtro en la solución solución pobre, con el cual se remueven los sólidos y otros contaminantes. La cantidad de partículas contenidas en la solución variará con el tipo de gas ácido que entre al absorbedor. En algunos casos, la cantidad de material sólido puede ser mayor que en otros, por lo tanto, algunas soluciones requieren de mayor capacidad de filtrado. Como se muestra en la Fig.

No. 1-1, en aquellos casos donde la formación de partículas sólidas sea relativamente alta, será necesario Instalar un filtro para purificar el 100% de la solución. Si este no es el caso, la solución se puede colar parcialmente y se coloca una desviación ("by-pass"), para filtrar solamente parte de la corriente. Si la formación de partículas es severa, se pueden utilizar diferentes tipos de filtros para limpiar  la solución. No obstante, en cualquiera cualquiera de los casos ,el filtro filtro debe ser vigilado cuidadosame cuidadosamente nte y los elementos deben ser remplazados o limpiados cuando se saturen con las partículas. (Copiar  gráfico Página 88).

La contaminación de un filtro normalmente se detecta con la diferencial de presión a través del mismo. Un elemento nuevo, por lo general tiene una caída de presión de 2 a 4 Ipc (0,138 a 0,276 bars). Cuando se tapa la caída de presión aumenta. Si la caída de presión excede a 15-25 Ipc (1,0 a 1,7 1,7 bars bars), ), el elem elemen ento to del del filt filtro ro colap colapsa sará rá y qued quedar ará á comp comple leta tame ment nte e Inac Inactitivo vo.. Como Como consecuencia, los elementos del filtro deberán ser limpiados y /o reemplazados cuando la caída de presión se acerque a la cifra máxima recomendada por el fabricante. La planta tomada como ejemplo tiene un filtro de carbón precedido de un filtro mecánico, ambos ubicados del lado de amina pobre y a la salida del intercambiador amina-amina.

1.9.

ENFRIADOR DE LA SOLUCIÓN POBRE

La solución pobre que sale del regenerador, por lo general, está a una temperatura muy alta, razón por la cual no se puede introducir así al absorbedor, porque pierde capacidad de retención de componentes ácidos. Por ello, se utiliza un intercambiador de calor adicional, en el cual la solución fluye a través de los tubos. Podría usarse un ventilador, en ese caso, la solución también fluye por los tubos, o un Intercambiador de concha y tubos, con agua de enfriamiento a través de los tubos y con la solución pasando por la carcaza. Indistintamente del tipo que se use, la solución se enfría hasta más o menos 10oF (6oC), por encima de la temperatura de entrada del gas al absorbedor. Cuando el tanque de venteo tiene un purificador instalado para el gas combustible, el caudal de solución solución pobre - después después de enfriarla enfriarla - se divide en dos corrientes, corrientes, una pequeña que se envía al tanque de venteo y la diferencia, hacia el tope del contactor. Por lo general, en cada una de las corrientes se instala un controlador de caudal que se usa para indicar el flujo necesario para regular la válvula manual ubicada en la desviación ("by-pass"), de la bomba.

1.10. CONCENTRADOR O RECUPERADOR DE LA AMINA A medida que la solución circula en el sistema, es calentada en forma continua en el rehervldor  y enfriada en los intercambiadores. Este constante calentamiento y enfriamiento hace que la solución se deteriore y pierda su capacidad de absorción. Los productos de la degradación pueden ser removidos en el recuperador ("reclaimer"). Esta unidad es en realidad un regenerador; en el cual se separa la amina del material deteriorado. La amina se vaporiza y pasa hacia el tope de la unidad. Los productos de la degradación quedan en el recuperador, de donde se drenan periódicamente (Figs. Nos. 2-8 y 2-9). La alimentación del recuperador llega por el fondo de la torre de regeneración. Alrededor del 0,5 al 5,0% de la solución pobre fluye por el recuperador. El caudal es regulado con un controlador de nivel instalado en el mismo recipiente. En el recuperador se agrega vapor o agua y se suministra calor por los tubos de calentamiento. El vapor sobrecalentado, compuesto por una mezcla de amina y vapor de agua, sale del recuperador y entra al regenerador algunas bandejas por encima del plato del fondo.

2. APLICACIONES El gas natural producido de un pozo de petróleo o de gas, por lo general contiene sulfuro de hidrógeno y dióxido de carbono en concentraciones que pueden hacer imposible su utilización como combustible; también puede contener otros materiales que deban ser removidos antes de usarlo. A su vez, el gas producido con los procesos de refinación de crudo, a menudo contiene cadenas complejas de azufre que deben ser previamente eliminadas. Los componentes de azufre y el dióxido de carbono, son ligeramente ácidos, por lo cual, son conocidos como gases ácidos. Además, otros componentes tales como: los mercaptanos, disulfuro

de carbono (CS2)y el sulfuro de carbonilo (COS) se incluyen dentro de la categoría de gases ácidos. Estos dos últimos se suelen encontrar en productos de refinería. Los gases ácidos pueden ser removidos del gas natural o de los gases de refinerías, utilizando plantas de amina. La cantidad de cada componente ácido que se retire dependerá de la solución que se utilice y del grado de acidez del gas. E ndulzamiento del gas natural.) Nota: (Copiar gráficos Páginas 91y 92 Endulzamiento

El H2S es el más ácido de esta clasificación y puede ser fácilmente removido. Por lo general, se consigue en concentraciones que van desde unos cuantos ppm,v hasta el 2% molar o volumétrico. El 2% es equivalente a 20.000 ppm,v: lo cual indica que, en un millón de pies cúbicos de gas existirían 20.000 pies cúbicos de sulfuro de hidrógeno. En una planta de amina esta concentración se puede reducir a 2-4 ppm,v.  A continuación se presenta un ejemplo de la concentración en la cual se consigue el sulfuro de hidrógeno hidrógeno en el gas y el nivel hasta donde se pueden pueden reducir los componentes componentes ácidos en plantas de aminas.

% H2S 0,6 1,3

Yi H2S 0,006 0,013

ppm,v 6.000 13.000

Tabla No. 2-1. Contenido Contenido del gas ácido en el gas gas tratado. GAS ÁCIDO CANTIDAD REMANENTE DESPUÉS DEL ENDULZAMIENTO ENDULZAMIENTO (ppm,v) H2S 2a4 CO2 100 a 200 Mercaptanos 40 a 80 Otros componentes ácidos 40 a 80 La aplicación más común en el endulzamiento, es la remoción del H2S del gas natural antes de meterlo en la tubería. Por ello se suele hablar de “especificaciones de tubería” a la cantidad de gas ácido permitido para que el gas pueda ser transportado sin peligro de corrosión. Este nivel se ubica en 4 ppm,v, equivalente a 0.25 granos por cada 100 pcn. Normalmente, cuando un gas contiene H2S, también lleva CO2. Los procesos de remoción de amina, remueven el dióxido de carbono con eficiencia. Algunas corrientes de gas contienen CO2 pero no H2S. En este caso, las especificaciones para tuberías aceptan entre el 2% y el 5%. La GPSA (Ref. No. 2) habla de un 3%, como la cantidad permisible para ser transportado por gasoductos. Las especificaciones de tuberías para otros productos, normalmente hablan de 80 ppm,v (+-5 granos de azufre total por 100 pcn). La mayoría de los gases que contienen mercaptanos y otros compuestos de azufre, también tienen H2S y CO2, los cuales podrían ser removidos en plantas de amina. No obstante, es bueno dejar saber que no todas las soluciones soluciones de amina son capaces de remover mercaptanos, mercaptanos, COS y CS2. Es determinante, a los efectos del diseño y la selección del tipo de solución que se quiera utilizar, la relación en la cual están presentes estos compuestos de azufre con respecto al CO2. Al final del capitulo encontrará las características de algunos procesos que trabajan con soluciones de aminas y de las limitaciones de cada proceso con respecto a la proporción de los componentes ácidos. Adicionalmente, la proporción de H2S/C02 en el gas es importante a los efectos de predecir la corrosividad del sistema. Como información general se advierte que, en el gas que se utiliza para el consumo doméstico, se suelen agregar mercaptanos, en proporciones de 7,5 a 10 ppm,v; los cuales se utilizan como odorizantes.

Los productos que se usan en procesos de amina, son cáusticos o alcalinos. Las soluciones alcalinas reaccionan químicamente con los gases ácidos para formar compuestos que permanecen en la solución. Cuando estos componentes son sometidos a calentamiento en el regenerador, liberan los gases ácidos que recogieron en el contactor. A manera de comparación, se pueden citar algunas características sobresalientes de estos procesos. 1. El tipo tipo de soluc solucion iones es usad usadas as en en los los proce procesos sos depend dependerá erá de la la canti cantidad dad de gas gas ácid ácido o contenido en la corriente de gas. Por lo general, se utiliza la MEA cuando la concentración de gas ácido esta por debajo del 5% o el volumen total es menor de 50 MM pcdn (1,4 MM mcdn). Las soluciones DEA se utilizan con gases de refinería, las cuales contienen componentes ácidos que no se remueven con otras soluciones. En el caso de la planta modelo, se utiliza MDEA+ (Metildietanolamina con aditivos) comercialmente denominado Ucarsol HS-102. La selección del proceso más conveniente está fuertemente definido por la presión parcial del gas ácido a la entrada y a la salida de la planta. 2. El costo costo de las planta planta de MEA, MEA, es menor menor que que el de DGA DGA o el de las planta plantass de sulfinol. sulfinol. Los Los procesos de sulfinol y DGA requieren menos combustible que los de MEA, por lo cual, los costos operacionales son más bajos. 3. El sulfinol y la DGA, absorberá más gas natural natural en el absorbedor que las soluciones de MEA. En consecuencia, la necesidad de un tanque de venteo es mayor en los procesos de sulfinol o DGA que en los de MEA. Si el volumen de gas para ser endulzado es menor de 25 MM pcdn (0,7 MM mcdn), se puede utilizar MEA sin el tanque de venteo. 4. La DGA, en lugares de clima frío frío tiene ventajas, ventajas, porque su punto punto de congelamiento congelamiento es de – 40oF (-40oC), mientras que el punto de congelamiento de la MEA o del sulfinol es el mismo del agua. 5. Algunos fabricantes fabricantes de estos estos productos productos afirman que no existen reglas rápidas rápidas para para determinar  determinar  que producto debe ser utilizado en un proceso de endulzamiento. Cada producto se recomienda en aplicaciones específicas. Un proceso no necesariamente aplica en todos los casos. Se debe entender que existen en el mercado productos apropiados para cada caso particular. La selección de un proceso obliga a un análisis cuidadoso de las características del gas que se quiere tratar y de las condiciones deseadas para el gas tratado. A su vez, está en función de la composición del gas, del volumen, condiciones climáticas, regulaciones ambientales del lugar, etc. Cada uno de los parámetros interviene directamente en el proceso y afecta de manera diferente a uno u otro tipo de solución. Gracias a ello, se debe estudiar con cuidado la aplicación de una determinada patente.  Al analizar las l as características de los procesos comerciales, el lector se podrá familiarizar con cada uno de ellos y con sus respectivas aplicaciones. 3. OPERACIÓN DE LA PLANTA Antes de arrancar una instalación nueva, las tuberías y recipientes deben ser inspeccionados cuidad cuidadosa osamen mente te y lavado lavados, s, para para remove removerr los produc productos tos de la corros corrosión ión y demás demás residu residuos os indeseables que se acumulan durante el proceso de construcción. Se recomienda circular una mezcla del 5% de amina y 95% de agua durante 24 horas o más. Durante este proceso se deben inspeccionar los filtros y cambiar los elementos, si fuere necesario. Después de un paro de planta, normalmente se acumulan productos de corrosión en el fondo de los recipientes y la solución se vuelve obscura por efectos de la contaminación. Antes de

comenzar a pasar el gas, se debe circular la solución hasta que se aclare. Después que el sistema haya sido limpiado y se llene con solución, se puede iniciar la operación.

3. 1. PROCEDIMIENTO DE ARRANQUE DE LA PLANTA DE AMINA 1. 2. 3.

El proceso de arranque de la planta, se compone de tres etapas: Establecer la circulación de la solución en la planta. Aplicar calor al rehervldor del regenerador e iniciar el reflujo en la torre. Abrir la corriente de gas ácido hacia el contactor y empezar el proceso de endulzamiento .

A fin de circular la solución a través del sistema será necesario presurizar los recipientes, lo cual puede hacerse con gas dulce o agrio. La presión en el contactor debe ser - por lo menos - 150 Ipc (10 bars), la del tanque de venteo: 50 Ipc (3 bars) y la del regenerador: 5 Ipc (0,3 bars). Después que el sistema haya sido presurizado se procede de la siguiente manera: (Fig. No. 2-10).

3. 1.1. ESTABLECIMIENTO DE LA CIRCULACIÓN EN LA PLANTA Empiece a circular la solución hasta h asta lograr las temperaturas correctas. Siga las instrucciones hasta el aparte 7. Al poner al máximo la carga de vapor del rehervidor se garantiza una solución regenerada durante el procedimiento de a rranque. 1. Arranque la bomba de la solución pobre pobre que va al absorbedor. 2. Cuando aparezca aparezca el fluido en el fondo del absorbedor, absorbedor, ponga el controlador  de nivel en servicio activo, para que el líquido pueda fluir hacia el tanque de venteo. 3. Cuando la solución aparezca en el tanque de venteo, ponga ponga el controlador de nivel en servicio de tal manera que el líquido pueda fluir hacia el regenerador. 4. Cuando se observe el nivel de líquido en el regenerador, regenerador, ponga el controlador  de nivel en servicio, de tal manera que el líquido siga fluyendo hacia el tanque de abastecimiento, si está instalado al sistema, o al absorbedor.

3. 1.2. FUENTE DE CALOR EN SERVICIO 5. 6. 7.

8.

Después de estabilizar la circulación a través de la planta abra la fuente de calor del rehervidor. Ponga el condensador de reflujo en servicio. Al aparecer líquido en el acumulador de reflujo, arranque la bomba - ponga en servicio el controlador de nivel del acumulador para controlar la tasa de flujo. Aumente el calor del rehervidor mientras la tasa de flujo llega al nivel de diseño. Ponga en servicio el enfriador de amina.

3. 1.3. ABSORBEDORES EN SERVICIO 9. Empiece Empiece a introduc introducir, ir, de manera manera gradual, gradual, el gas ácido ácido a la la torre torre de absorci absorción. ón. Manten Mantenga ga el caudal de la solución y las tasas de despojamiento por encima del nivel de diseño. Los puntos 10 y 11, aplican en el caso de solventes formulados. 10. Gradu Gradualm alment ente e reduzca reduzca el caudal caudal de la soluci solución ón hasta hasta que los niveles niveles de H2S y CO2 se aproximen a las especificaciones. En este momento aumente la tasa de circulación entre el 2% y el 10%, como factor de seguridad. 11. Después de de optimizar optimizar la tasa de circulación, circulación, reduzca reduzca gradualmente gradualmente la carga carga del rehervldor  hasta que se obtenga la temperatura óptima en el tope del regenerador. 12. Inicie la circulación de solución pobre hacia el pequeño contactor contactor del tanque de venteo y fije el caudal. La planta típica no tiene este pequeño contactor en el tanque de venteo. 13. Verifique Verifique los niveles niveles de líquido, líquido, temperat temperaturas, uras, presione presioness y caudales hasta hasta estabiliza estabilizarr las condiciones del proceso. 14. Abra el flujo de solución pobre hacia el recuperador v ponga la unidad en servicio (La planta modelo no tiene recuperador instalado). 15. Es importa importante nte medir medir y grabar grabar los datos y el balance balance de materiales; materiales; alrededor alrededor del sistema sistema,, durante el proceso de arranque y optimación. Estos datos son útiles para localizar fallas y optimizar  el sistema.

3.2. OPERACIONES RUTINARIAS La lista para verificar operaciones de rutina, es la siguiente (Fig. No. 2-1 1 ). 1. Verifique Verifique el el contenid contenido o de gas ácido ácido en en el gas tratad tratado o que sale del absorbe absorbedor dor y ajuste ajuste el caudal de la solución de amina y/ o la tasa de vapor en el regenerador cuando sea necesario. 2. Observe el nivel de cada recipiente y restituya restituya el controlador de nivel, cuando se se requiera. 3. Verifique Verifique la caída caída de presión presión a través través de de los los filtros filtros y reempl reemplace ace los elementos elementos o límpielo límpieloss según sea necesario. 4. La temperatura temperatura de la solución solución pobre pobre que sale del intercambiador debe estar estar 10oF (6oC), por  encima de la temperatura de entrada del gas al absorbedor.  Ajuste el nivel de agua a través través del intercambiador de calor o el enfriador de aire si fuere fuere necesario. 5. Vea la presión en el tanque tanque de venteo y en el regenerador regenerador para ver si está está el nivel apropiado.  Ajuste los controladores de presión para mantenerla en el punto recomendado por los fabricantes de la planta.

6. Observe las tasas de flujo de la solución pobre hacia el absorbedor absorbedor principal, la tasa de flujo de de la solución pobre hacia el contaçtor del tanque de venteo, el reflujo del regenerador y el caudal de solución pobre hacia el recuperador. 7. Compruebe que la operación del recuperador sea sea satisfactoria. Consulte los manuales manuales para los detalles operacionales.

3.3. PARADA DE LA PLANTA La parada de planta se realiza en tres etapas: 1. Detenga el flujo de gas ácido hacia el absorbedor. 2. Cierre la fuente de calor hacia el rehervidor y el recuperador. 3. Pare el flujo flujo de solución y apague la bomba bomba de la solución pobre. Si la parada de planta es solamente por algunas horas, es recomendable mantener el caudal de la solución a través del sistema, así como, el suministro de calor en el rehervidor y el recuperador.

4.

CONTROL OPERACIONAL

La operación ideal de las plantas de endulzamiento se produce cuando se satisfacen las siguientes condiciones. 1. La concentración de gas ácido ácido a la salida de la la planta debe debe ser ligeramente inferior al mínimo especificado. 2.

La corrosión se debe mantener dentro de límites tolerables.

3 Mantenga el suministro de calor en el rehervidor en el mínimo, para ahorrar ahorrar combustible. combustible. El control del contenido de gas ácido a la salida de la planta, tiene prioridad con respecto a la conservación de energía y el control de la corrosión. Después de todo, el propósito de construir la planta es remover la mayor parte del gas ácido que llegue al sistema. Por lo tanto, la conservación de energía y el control de la corrosión debe hacerse hasta tanto se mantenga la calidad del gas requerido.

4.1. CONTROL DE GAS ÁCIDO A LA SALIDA DE LA PLANTA El control se realiza, principalmente, sobre los siguientes gases: 1. Sulfuro de hidrógeno (H2S) 2. Otros componentes sulfurosos.(COS, CS2, RSH, etc.) 3. Dióxido de carbono (CO2). Las plantas de endulzamiento, por lo general, se diseñan para la remoción de gas ácido de la siguiente manera: 1 Cuando el sulfuro sulfuro de hidrógeno hidrógeno está presente presente en la alimentación alimentación,, su concentración concentración en el gas tratado no debe ser mayor de 4 ppm,v (0 ,25 granos por cada 100 pcn). La mayoría de los gases que contienen H2S, también tienen CO2. En el proceso de remoción del H2S, por lo general se retiene el CO2, por lo tanto, si el nivel del sulfuro de hidrógeno en el gas tratado está dentro de los límites recomendados la cantidad de CO2 será lo suficientemente baja como para que no se convierta en un factor adicional que deba ser controlado (Fig. No. 2-12). Es decir, cuando el interés principal del tratamiento apunta hacia la eliminación del sulfuro de hidrógeno, por lo general es satisfactoria la cantidad de dióxido de carbono que se retira del gas natural . Estas consideraciones no aplicarían en aquellos casos donde se utilicen soluciones selectivas, las cuales trabajan - y así son diseñadas - para retener preferencialmente uno de los dos componentes. 2. Cuando Cuando hay otros otros compuest compuestos os diferentes diferentes del del H2S, present presentes es en el gas gas natural natural la remoció remoción n debe ser tal, que el gas tratado no contenga más de 80 ppm,v de azufre total ( +- 5 granos por  cada 100 pcn).

La presencia de otros componentes sulfurosos (COS, CS2, mercaptanos), por lo general indica que también hay H2S. Lo contrario no necesariamente es cierto. El problema más grave de la presencia de estos componentes sulfurados diferentes del H2S es su capacidad para degradar algunos tipos de aminas. Los procesos de remoción de H2S, por lo general se diseñan (Fig No 2-12) hasta 4 ppm,v (0,25 granos por cada 100 pcn), los otros componentes de azufre pudieran o no ser removidos. Normalmente se habla de remociones de hasta 80 ppm,v (5 granos por cada 100 pçn).

En algunas circunstancias pudiera ser necesario medir el nivel de descarga del H2S y del azufre total, por separado, de tal manera que ninguno de los dos exceda el límite máximo permitido. Cuando hay componentes sulfurados en el gas, por lo general, hay CO2. Lo normal es que sea reducido a concentraciones despreciables. 3. Algunas Algunas corrientes corrientes de gas, contienen contienen entre 5% y el 30% de CO2, sin que exista azufre en el sistema. En este caso las plantas de endulzamiento se diseñan para reducir la concentración hasta límites aceptables (por ejemplo 3%, según lo establece la norma AGA), (Fig. No. 2-13). Los límites de gases ácidos en el gas tratado presentados en la Tabla No. 2-2 aplican a gases para para ser trans transpor portad tados os por tuberí tuberías, as, no obstan obstante, te, hay casos casos donde donde el gas debe debe satisf satisface acer  r  condiciones más rígidas. En plantas de LNG, donde la temperatura llega a –265oF (-165oC) el H2S y el C02 se congelan a esa temperatura por lo tanto, ambos gases deben ser removidos tanto como sea posible. La concentración más baja, económicamente factible, es de 0,25 pprn,v de H2S y 25 ppm,v de C02. Indistintamente del tipo de control que se aplique para medir el gas ácido en el gas tratado, se debe garantizar que la medida sea representativa. No es aconsejable operar la planta al límite máximo de pureza en el gas tratado. Esto podría desequilibrar la operación de la planta y hasta generar generar un paro. La experiencia experiencia operacional operacional indicará cuáles son los altibajos altibajos aceptables aceptables durante las fluctuaciones normales de las operaciones. En la Tabla No. 2-2, se presenta un resumen de las concentraciones limítrofes en plantas de endulzamiento. La Fig. No. 2-14, presenta el contenido permisible de gas ácido en el gas tratado cuando la carga contiene únicamente H2S. Por ejemplo, suponga que la planta ha sido diseñada para tratar un gas que contiene 8 ppm,v de H2S, con una concentración en la salida de no más de 4 ppm,v. El detector utilizado para medir  la concentración indica que el contenido de H2S durante el ciclo ha variado entre 2,5 y 3,5 ppm,v; el promedio será (2,5 + 3,5)/2 = 3,0 ppm,v, lo cual es menor que el máximo permitido: 4 ppm,v. Esto indica que la planta está removiendo más gas ácido que el indicado por el diseño, razón por la cual se debe estar consumiendo más combustible de lo necesario. Refiérase también al manual de operación del absorbedor para conocer los efectos que pudieran producirse en la solución.

Tabla No. 2-2. Limites de concentración del gas tratado en plantas de endulzamiento. TIPO DE GAS ÁCIDO LÍMITE EN EL GAS TRATADO Sulfuro de hidrógeno 4 ppm,v o 0,25 granos/ 100 pcn  Azufre total 80 ppm,v o 5,0 granos/ granos/ 100 pcn Dióxido de carbono 0 a 5%  Analicemos ahora algunos parámetros en los cuales usted se puede apoyar para controlar la planta. Partamos de que no se puede aumentar la presión del absorbedor de su planta de endulzamiento ni bajar la temperatura del gas en la entrada. El número y tipo de platos utilizados en el absorbedor son fijos, así como, el tipo de amina que se utiliza. Supongamos que el recuperador está trabajando en condiciones apropiadas para remover los productos que se forman. En ese caso usted puede controlar solamente tres de los factores que afectan la remoción del gas ácido en el contactor. 1. La tasa de flujo de de la solución. 2. La concentración de la solución pobre y 3. El gas residual residual en la solución pobre. La tasa de flujo de la solución se fija con la cantidad de gas ácido removido y la concentración de la amina. La Tabla No. 2-3, presenta las concentraciones normales de la solución y la cantidad de gas ácido removido con los diferentes tipos de soluciones (Figs. Nos. 2-15 y 2-16).  Al final del capítulo encontrará una descripción más amplia de los diversos procesos de endulzamiento existentes en el mercado y las concentraciones a las cuales se suelen utilizar. Observe con cuidado si se habla de porcentaje por peso o de porcentaje por volumen de la solución. (Nota: copiar gráficos, Páginas 108 y 109).

Tabla No. 2-3. Concentración de la solución y cantidad de gas ácido removido. SOLUCION DE AMINA MEA DEA DGA SULFINOL MDEA+

CONCENTRACIÓN (% p/p) 2,5 N 15 – 20% 2,5 N 20 – 30% 6,0 N 50 – 70% Híbrido 50 – 70% 3,4 N 45 – 55 %

GAS ÁCIDO REMOVIDO pie3 / Gal m3 / litro 3–4 0,02 – 0,03 3–4 0,02 – 0,03 5–6 0,04 – 0,05 5–6 0,04 – 0,05 3,850 0,029

Las soluciones de amina son capaces de remover hasta el doble de la cantidad presentada en la Tabla No. 2-3, sin embargo, cuando se excede la tasa de remoción es mucho más factible que aparezca corrosión excesiva en el sistema. La tasa de circulación de amina se calcula dividiendo el volumen de gas ácido que debe ser  removido y la tasa de remoción presentada en la Tabla No. 2-3.

EJERCICIO: Una planta de endulzamiento tiene una composición de entrada como se indica en la Fig. No. 2-17, adjunta. La tasa de remoción de gas ácido es de 3 pie3/gal. Cuál es la tasa de flujo de MEA en el absorbedor. Q = 43 MM pcdn H2S = 0,4% CO2 = 0,6% Total = 1,0% Volumen de gas ácido que debe ser removido = 0,01*43*10 6 = 430.000 pcdn Gas ácido que debe ser retirado del gas = 3,0 pie3 / gal Tasa de flujo = 430.000 / 3 = 143.333,33 gals/ día. Q = (143.333/60*24) = 99,53 gpm. Q = 100 gpm. Fig. No. 2-18. Nota: Copiar gráficos de páginas páginas 111y 111y 112.

Por razones que se discutirán posteriormente, los costos operacionales disminuirán a medida que la tasa de circulación de la solución disminuya. Por lo tanto, debe mantenerse tan baja como sea posible y cambiada en proporción a la cantidad de gas que se trate.

EJEMPLO: Si la tasa de flujo del ejemplo anterior cae a 32 MM pcdn, ¿ cúal será la nueva tasa de circulación de la solución? q sol = 32/43*100 = 75 gpm. La tasa de flujo de la solución también puede bajar si el gas ácido contenido en la salida está por  debajo del límite permitido o si se aumenta la concentración de la solución. En cualquiera de los casos, la tasa de corrosión puede aumentar. La variación de las condiciones de trabajo debe hacerse conjuntamente con una verificación del efecto sobre la tasa de corrosión.

CONTROL DE LA CORROSION EN LA PLANTA El método para controlar la concentración de gas ácido en el gas tratado se puede resumir así: 1. Cambie Cambie la tasa de flujo en el absorbedor absorbedor en proporción proporción al cambio cambio en la concentrac concentración ión de gas ácido. 2. Si el promedio promedio del del contenid contenido o de gas ácido en el gas tratad tratado o es consider considerabl ableme emente nte más más bajo que el límite máximo y la corrosión no es excesiva, descienda la tasa de flujo de la solu soluci ción ón en pequ pequeñ eñas as porc porcio ione ness ( 1 al 2% a la vez) vez) y, simu simult ltán ánea eame ment nte, e, haga haga determinaciones de la tasa de corrosión. Continúe bajando la tasa de circulación hasta que la corrosión se haga excesiva o el gas tratado alcance su máximo contenido. 3. Cuando Cuando la tasa tasa de flujo hacia hacia el contac contactor tor se reduzc reduzca a al mínimo mínimo y la corros corrosión ión no sea excesiva, aumente la concentración en porciones del 1 al 2%. Repita el paso 2. La tasa mínima de circulación es aquella a la cual la concentración de gas ácido en el gas tratado llegue a su límite. Usemos el ejercicio anterior para ilustrar la aplicación de los pasos 1 al 3. El caudal de gas es de 43 MM pcdn y la tasa de solución de MEA, de 100 gpm (378 lts./min). Primero, suponga que la tasa de flujo cae a 39 MM pcdn. La tasa de flujo de la solución será la siguiente: (Fig. No. 2-19). Q sol  = 39/43*100 = 91 gpm Recordemos que el gas, a la entrada de la planta, tiene 0,4% de H2S y que este componente será el elemento de control. Partamos de que el promedio en el gas tratado es de 2,5 ppm,v con un nivel permitido de 4,0 ppm,v. Supongamos también que la corrosión no es un problema. El paso siguiente sugiere reducir la tasa de circulación de la solución, en 2 gpm (8 lts/min) cada vez. La respuesta del contenido de H2S en el gas tratado será como se presenta en la Tabla No. 2-4.

Tabla No. 2-4. Sensibilidad de respuesta de una planta de MEA Caudal de solución de MEA gpm lts/min. 91 346 (comienzo) 89 338 87 338 85 322 83 314 81 306

Concentración de H2S en el gas tratado, ppm,v 2,5 2,8 3,1 3,4 3,7 4,0 (límite máximo)

Con 81 gpm, se logra la tasa mínima de la solución MEA al 15% por peso, que produce un gas tratado con 4,0 ppm,v. (Fig. No. 2-20). El tercer paso implica aumentar la concentración de MEA y disminuir la tasa de flujo. Cuando se incremente la concentración de MEA del 15 al 17%, la concentración de H2S caerá de 4 a 3 ppm,v con una una tasa de circulación circulación de 81 gpm. gpm. NOTA: (Copiar gráficos gráficos pags. 115 y 116).

Entonces, se reduce la tasa de MEA hasta conseguir los siguientes datos (ver Tabla No. 2-5). Luego incrementamos la concentración de MEA al 18%, más tarde al 19% y, finalmente, al 20%; con lo cual reducimos la tasa de circulación a 72 gpm, manteniendo la concentración de H2S en el límite permitido: 4 ppm,v. p pm,v. (Fig. No. 2-21). Tabla No. 2-5. Sensibilidad de una planta de MEA. Máxima concentración permisible.

17% por peso de MEA gpm lts/min. 81 306 79 298 77 290

Concentración de H2S; ppm,v 3,0 3,5 4,0

 Ahora, hagamos un resumen resumen de lo que hemos hecho y calculemos los ahorros energéticos.

CONDICIONES ÓPTIMAS DE OPERACIÓN DE UNA PLANTA DE AMINA: Tasa de flujo original (MEA) Caudal de gas original Nueva tasa de flujo de gas Nueva tasa de flujo de la Amina Contenido de H2S en el gas tratado Tasa de amina con 4 ppm,v de H2S Concentración general de la amina Nueva concentración de MEA Tasa de flujo de MEA al 20% Reducción en la tasa de MEA Consumo de combustible en el regenerador Ahorro de combustible por minuto Ahorro de combustible por día Valor de combustible Ahorro diario Ahorro anual

100 gpm 43 MM pcdn 39 MM pcdn 91 gpm 2,5 ppm,v 81,0 gpm 15,0% 20,0% 72 gpm 100 a 72 gpm = 28 gpm 2 pie3 /gal /gal MEA MEA 28* 2 pie3/min = 56 pcm 81.000 pcd 1,0 US$ /día 81*1 = 81 US$ /día 81*365 = US$ 29.000

En este ejemplo se supone que la reducción en el caudal no implica incremento significativo de la tasa de corrosión. La posibilidad de cambiar la tasa de flujo de la solución en el contactor dependerá del tipo de bomba y de los controles disponibles. Lo normal es utilizar una bomba de desplazamiento positivo con vástago. La tasa de flujo hacia el absorbedor se reduce abriendo la válvula que está instalada en el “bypass” y haciendo que la solución recircule desde la descarga de la bomba hacia la succión. Si se trata de una bomba centrífuga el caudal se reduce cerrando parcialmente la válvula instalada en la línea de descarga de la bomba. Si se dispone de un controlador de flujo, la tasa de flujo se ajusta cambiando el “set point” del controlador. Indistintamente del método que se use, los cambios se deben hacer con pequeñas variaciones, con el fin de evitar problemas en la operación de la planta.

4.2. CONTROL DE LA CONCENTRACIÓN DE LA SOLUCIÓN La solu soluci ción ón de amin amina a es una una mezc mezcla la de amin amina a pura, pura, en esta estado do líqu líquid ido, o, con con agua agua.. La conc concen entr trac ació ión n de la solu soluci ción ón se aume aument nta a agr agregan egando do amin amina a pura pura en el tanq tanque ue de abastecimiento y se disminuye, agregando agua desmineralizada.

EJEMPLO Se desea aumentar la concentración de MEA en la solución del 15 al 17% por volumen, ¿cuánta MEA debe ser agregada? Determine el volumen aproximado de la solución que existe en el absorbedor, tanque de venteo, regenerador, rehervidor, intercambiadores, tanque de abastecimiento y en las tuberías. Supongamos que tenemos 2.000 galones (7.500,00 lts.). 1. Cambio de la concentración de 17% al 15% = 2% 2. Volumen aproximado de MEA pura que se debe agregrar. 0,02*2.000 = 40 gals. El operador debe verificar que está trabajando con porcentajes por volumen y no por peso. En la sección correspondiente a las características de los solventes formulados se incluye una tabla para convertir porcentaje por peso (p/p) a porcentaje por volumen (p/v).

EJEMPLO: Deseamos Deseamos reducir la concentrac concentración ión de una solución DGA de un 70% a un 65% por volumen, agregando agua. ¿Cuánta agua debe agregarse si el sistema contiene 10.600 gals.? Cambio en la concentración 70 – 65 = 5% Volumen aproximado de agua que se debe agregar: 0,05*10.600 = 530 gals. de agua. Normalmente es difícil medir con exactitud el volumen total de las solución en una planta. En cons consec ecue uenc ncia, ia, desp después ués de agre agrega garr amin amina a o agua agua,, a la soluc solució ión, n, se debe debe veri verififica carr la concentración mediante análisis, para ver si se ha agregado la cantidad apropiada.

Si el agua agregada a la solución contiene impurezas, éstas pueden reaccionar con la amina amina para para formar formar compue compuesto stoss que desact desactiva ivarán rán la capaci capacidad dad de absorc absorción ión de la solución y también facilitarán la tendencia a la formación de espuma en el contactor y en el regenerador. Por eso, se debe utilizar el condensado de vapor de agua o, directamente, agua destilada para suplir esta necesidad. Si la concentración de amina en la solución es menor del 50%, parte del agua de la solución será absorbida por el gas natural, en el absorbedor, por lo cual será necesario agregarcontinuamente-agua a la solución, para mantener una concentración constante. El agua se puede agregar en varios puntos (Fig. No. 2-22). Si se di spone de agua pura, esta se puede agregar en el tanque de abastecimiento.

 Algunas plantas tienen de una a cuatro bandejas de lavado en el tope del absorbedor donde el agua de sustitución se utiliza para d ecantar la amina que transporta el gas natural tratado. Si no se dispone de agua pura, el agua de sustitución, se puede agregar en el recuperador.  Aquí el agua se vaporiza dejando-el recuperador-las impurezas, las cuales se drenan periódicamente. Si la solución de amina es mayor del 50%, la solución puede absorber agua del gas en el absor absorbed bedor. or. Cuando Cuando esto esto ocurre ocurre,, la soluci solución ón se diluye diluye,, a menos menos que se retire retire el agua agua absorbida. Esa agua se vaporiza en el regenerador y se retira después de condensada. Se puede drenar en el acumulador de reflujo. El drenaje de agua debe hacerse lentamente, de tal manera que no se afecte la tasa de reflujo. Indistintamente que se agregue o se retire agua del sistema la concentración de la amina en la solución es el indicador para controlar la adición o remoción de agua. En plantas de MEA o DEA la concentración de amina, normalmente está entre el 15% y 30%, la diferencia es agua. (En la planta modelo se trabaja con solventes formulados (MDA+) al 50% p/p). Si usted está operando con aminas convencionales en concentraciones del 17%, deberá ajustar la adición de agua para mantener el 17%. Si se agrega mucho agua, la concentración de la amina caerá por debajo del 17%. Si no se agrega suficiente agua, la concentración de la amina subirá. En plantas de DGA o de Sulfinol, la remoción de agua del acumulador de reflujo debe ser  ajustada para mantener constante la concentración de la solución. Cuando la remoción de agua es grande, la concentración subirá y viceversa (Fig. No. 2-23).

4.3. CONTROL DE SUMINISTRO DE CALOR EN EL REHERVIDOR La fuente de calor para el rehervidor de la torre de regeneración es casi siempre, vapor o gas combustible (Figs. Nos. 2-24 y 2-25). Indistintamente de la fuente, el calor usado en el rehervidor representa el mayor gasto operacional, por lo tanto debe ser mantenido en el mínimo posible. (Copiar gráficos de las páginas 123, 124,y 125).

El calor requerido se determina con tres factores: 1. 2. 3.

La cantidad de calor del intercambiador de amina rica - amina pobre. La tasa de circulación de la solución. El volumen de gas ácido que se retira de la solución.

La energía del rehervidor se reduce debido a la cantidad de calor que se transfiere en el inte interc rcam ambia biador dor de solu soluci ción ón.. El princ princip ipal al meca mecani nism smo o de cont contro roll se limi limita ta al obse observ rvar ar las las temperaturas de las corrientes a la salida del intercambiador y a limpiarlo cuando se empieza a notar poca eficiencia en el proceso p roceso de transferencia. Los principales factores que afectan la carga energética del rehervidor son la tasa de alimentación y la cantidad de gas ácido que debe ser removido de la solución. Recuerde que cuanto más pura quede la solución pobre mayor capacidad de absorción tendrá en el regenerador. La tasa de flujo de la solución pobre varía en proporción directa al caudal de gas que llega al sistema. La carga calorífica variará en la misma proporción. Si la tasa de solución se reduce en un 10%, el calor requerido también descenderá proporcionalmente. La cantidad de vapor requerido para el despojamiento y el combustible necesario para el rehervidor  serán, aproximadamente, como sigue. Vapor requerido para el despojamiento del gas ácido: 1,25 lbs/gal de MEA. Combustible para producir el vapor: 2,0 pie3/gal. De MEA. Estas cifras son un promedio para todos los sistemas de amina. Su planta puede estar un 25% por  encima o por debajo. Los factores que determinan la cantidad de vapor o tasa de combustible son: 1. 2.

El tipo de solución que se use. El porcentaje de gas ácido retirado de la solución rica

Cuando usted empieza empieza a operar la planta, ya se ha seleccionado seleccionado el tipo de solución (MEA, DEA, DGA, MDEA+, etc.), en consecuencia, la alternativa que le queda para optimizar el funcionamiento de la unidad es encontrar la cantidad mínima de calor o la tasa de combustible requerido para despojar el gas ácido de la solución rica. Determinar ese mínimo es un proceso de ensayo y error  diferente para cada planta. La solución rica que l lega al fraccionador, contiene gas ácido de dos fuentes: 1. Gas ácido absorbido en el absorbedor. absorbedor. 2. Gas ácido ácido residu residual al que queda queda en la solución solución,, de manera manera perman permanent ente, e, después después de la regeneración. El gas ácido total que llega al regenerador es la suma de estas cantidades. Volvamos ahora a la planta de MEA utilizada en los ejemplos previos. Veamos el caso donde se redujo la tasa de circulación de MEA a 72 gpm. A esa tasa, el gas ácido removido en el absorbedor fue de 3,78 pie3/gal. de solución. Supongamos ahora que el vapor  utilizado en el fraccionador fue de 1,25 lbs/ gal de solución. Supongamos también que el gas residual contenido en la solución es de 0,5 pie3/gal. de solución. (Fig. No. 2-26). El gas ácido total en la solución será:

* * * *

Gas ácido removido en el absorbedor Gas Gas residual en la MEA Gas total en la MEA Tasa de circulación de la MEA

3,78 pie3/gal 0,50 pie3/gal 4,28 pie3/gal 72,00 gpm.

Si se disminuye el gas residual que permanece en la solución, más gas ácido puede ser absorbido por la solución en el absorbedor. Esto permitirá una reducción de la tasa de circulación. Usando el ejemplo previo, veamos lo que pasa si el gas residual se reduce a 0,25 pie3/gal (Figs. Nos. 2-27 y 2-28).

EJEMPLO: Caudal de gas ácido Porcentaje de gas ácido Volumen de gas ácido Gas ácido en la MEA Gas residual en la MEA Captación de gas en el absorbedor Tasa de flujo de MEA

39 MM pcdn 1 % o 0,01 390.000,0 pie3/día = 270,83 pie3/min. 4,28 pie3/gal. 0,25 pie3/gal 4,03 pie3/gal. 270 / 4,03 = 67 gpm.

 Antes, se redujo el gas residual en la solución pobre y se obtuvo una tasa de circulación de MEA de 72 gpm, aumentando la concentración hasta el 20%; ahora se redujo aún más a 67 gpm, disminuyendo la cantidad de gas residual en la solución. (Nota: copiar gráficos de las páginas No. 128,129 y 130).

La cantidad de gas residual en la solución dependerá de la cantidad de calor utilizada en el rehervidor. Aumentando el calor, se reducirá el contenido de gas ácido que permanece en la solución y viceversa. En el ejemplo que hemos concluido, probablemente tengamos que subir la cantidad cantidad de calor desde 1,25 lbs/gal a 1,5 lbs./gal. lbs./gal. ¿ Cuál fue el efecto efecto de reducir la cantidad residual de gas ácido en la solución sobre el suministro de energía?

EJEMPLO: Fig. No. 2-29 Gas residual en la MEA Nueva carga de vapor Nueva tasa de flujo de MEA Nuevo consumo de vapor Gas residual original Caudal de vapor original Tasa de flujo original de MEA Consumo original de vapor

0,25 pie3/gal. 1,5 lbs/gal. 67,0 gpm. 1,5 *67 = 101lbs/min. 0,5 pie3/gal. 1,25 lbs/gal. 72,0 gpm. 1,25*72 = 90 lbs/ min.

De esto se observa que aún cuando se redujo la tasa de circulación de la solución de MEA – de 72 gpm a 67 gpm-, al disminuir el contenido de gas ácido residual de la solución solución – de 0,5 pie3/gal a 0,25 pie3/gal -, fue necesario aumentar la carga energética del rehervidor, lo cual obliga al consumo de más combustible para el rehervidor (101 lbs/min.). En resumen, al bajar el contenido de gas residual de la solución aumentan los costos de operación de la planta (Fig. No. 2-30). Para encontrar el punto mínimo de consumo energético en el rehervidor, habrá que operar el rehervidor con diferentes tasas de suministro de vapor y con diferentes tasas de flujo, para lograr la combinación óptima de operación del sistema. (Nota: copiar los gráficos de las páginas No. 132 y 133).

En el caso anterior, se obtuvieron los siguientes datos para las tasas variables de vapor en el rehervidor:

Tabla No.2-6. Comparación del comportamiento de la planta con diferentes parámetros de operación. Vapor en el rehervidor  (lbs/min) 94,5 92,2 90,0 89,0

Tasa de circulación Mínima (gpm) 70 71 72 74 79

Gas ácido Residual pie3/gal 0,40 0,45 0,50 0,60 0,85

Tasa de vapor  (lbs/gal) 1,35 1,30 1,25 1,20 1,15

El punto de mínimo consumo de vapor fue 89 lbs/min y la tasa de circulación de la solución correspondiente fue de 74 gpm, pero esto se logra a costas de aumentar la cantidad de gas residual en la solución. La tasa de vapor requerido en el rehervidor fue de 1,2 lbs/gal de solución. Esto será el punto de control hasta tanto permanezca constante la concentración del gas ácido en el gas que alimenta la planta y no sea excesivo excesivo el efecto de la corrosión. corrosión. Al cambiar cambiar el caudal de gas, la tasa de circulación de la solución y el calor requerido en el rehervidor cambiarán en la misma proporción.

4.4. CONTROL DE LA CORROSIÓN EN LA PLANTA DE AMINA La corrosión siempre estará presente en una planta de amina. Como consecuencia, su control es una función operacional más que un aspecto de mantenimiento. La tasa de corrosión dependerá del contenido de gas ácido en la solución. Cuanto más alto sea el contenido de gas ácido mayor será la tasa de corrosión. La corrosión más severa ocurre en las tuberías y en los equipos que están en contacto con la solución rica. Los puntos más críticos son: el fondo del contactor, el lado de los intercambiadores que está en contacto con la solución rica y el regenerador. Por lo general, la corrosión se mide con láminas de acero llamadas lla madas cupones, cuyo tamaño es como el de una hojilla de afeitar. Estos cupones se colocan en los equipos o en las líneas, donde se dejan entre 14 y 28 días. Para medir las pérdidas de material, se pesan antes y después, con lo cual se determina la pérdida de peso. También se examinan después de ser retirados para ver si la corrosión es uniforme o del tipo de picadura, la cual es el peor tipo que pueda presentarse. La tasa de corrosión normalmente se calcula en “mpy” (milésimas de pulgadas por año). Una tasa de corrosión de 5 a 10 mpy (0,13 a 0,25 milímetros por año) por lo general se considera tolerable. A esta tasa, los equipos deberían durar entre 10 a 20 años antes de ser sometidos a reparaciones o reemplazos de algunas partes. La corrosión en los recipientes puede ser determinada con equipos sónicos, por radiación o electromagnéticos, con los cuales se puede medir el espesor del metal en el recipiente. La medición debe hacerse a intervalos de seis meses a un año. La diferencia en el espesor del metal indicará la tasa de corrosión. Por supuesto, que el método ideal para observar la corrosión mediante una inspección interna del equipo. Esto debe hacerse del primero al segundo año de operación. La frecuencia de las inspecciones subsiguientes dependerá de la severidad encontrada durante la primera inspección y

de los resultados que arrojen las pruebas con cupones o las mediciones (sónicas, medidas de radiación o magnéticas). El principal mecanismo de control que afecta la tasa de corrosión es el contenido ácido total en la solución rica. A medida que aumenta la carga de gas ácido, la corrosión se hace más severa. Esto, en primera instancia, es un indicador de que si se mantiene la captación de gas en el mínimo posible también se minimizará la corrosión. No obstante, se recordará de los ejemplos presentados en las páginas anteriores que, el consumo energético en el rehervidor aumenta a medida que disminuye el gas ácido en la solución. O, en otras palabras, para reducir el costo del combustible debemos tener una carga de gas ácido alta en la solución, pero, para reducir los costos por corrosión se debe bajar el contenido de gas ácido. Para ser más específico, si aumentamos suficientemente el contenido de gas ácido en la solución rica (bajando la tasa de circulación) ahorramos US $ 10.000, por año en los costos de combustible, pero, si terminamos pagando reparaciones por corrosión en el orden de los US $ 15.000 por año, habremos tomado una mala decisión. El punto ideal de operación se alcanza cuando el contenido de gas ácido en la solución se aumenta hasta que la corrosión el mínimo tolerable. Una corrosión severa típica, lucirá como se presenta en la Tabla No. 2-7. Las cifras interme intermedias dias – en negrit negritas as - separa separan n las condicion condiciones es de corros corrosión ión severa severa de las condiciones tolerables. Se podría trabajar con una tasa de circulación de 75 gpm. y una carga de gas ácido de 4,25 pie3/galón. Una tasa de 8 mpy, garantiza una vida útil de 15,6 años con 1/8” de corrosión permisible.

Tabla No. 2-7. Condiciones de operación para evitar la corrosión severa. TASA DE CIRCULACIÓN (gpm) 65 70 75 80 85

CONTENIDO DE GAS ÁCIDO TASA DE CORROSIÓN pie3/gal mpy Vida útil años. 4,75 18 6,9 4,45 12 10,4 4,25 8 15,6 4,00 4 ---3,80 4 31,3

4.5. OTROS CONTROLES DE LA OPERACIÓN 1. La tempera temperatur tura a de la solució solución n pobre en la descarg descarga a del intercam intercambiad biador or deberí debería a estar  aproximadamente 10º F por encima de la temperatura a la cual entra el gas a l absorbedor. Gracias a que la solución absorbe mayor cantidad de gas, cuanto más fría entre al absorbedor, es deseable bajar la temperatura tanto como sea posible. Sin embargo, si se enfría la solución por  debajo de la temperatura a la cual entra la carga, los hidrocarburos pesados se condensarán en ella. Esto tiende a producir formación de espuma en el absorbedor, con lo cual el sistema se vuelve ineficiente. La temperatura de la solución que sale del intercambiador se controla regulando el caudal de agua o de aire que sirve de medio de enfriamiento. 2. El caudal de la solución pobre que se retorna a la columna contactora del tanque de venteo, debe mantenerse en el mínimo necesario, para que el gas del tanque de venteo se purifique lo suficiente como para utilizarlo como combustible.

3. El " reset reset " y la banda banda propor proporcional cional de los controlador controladores es de nivel del del líquido líquido deberí deberían an ser  ajustados de tal manera que las válvulas que controlan los niveles se muevan lentamente más que en forma abrupta, o se queden totalmente abiertas o cerradas. La operación abrupta del control produc produce e "bache "baches" s" que pueden pueden genera generarr desajus desajustes tes.. Esto Esto es partic particula ularme rmente nte import important ante e en el regenerador donde los "altibajos" en la alimentación o en el reflujo puede producir operación errática. 4. La presión del regenerador normalmente se regula con un un controlador de presión colocado en la línea de gas ácido que sale del acumulador de reflujo. El funcionamiento del regenerador mejora a medida que baja la presión. Idealmente, la línea de gas que sale del acumulador de reflujo, descargara a la atmósfera y el regenerador debería operar a 0 Ipcm. Sin embargo, la torre de regeneración, presentada en la Fig. No. 2-31, debe tener presión suficiente como para sacar la solución pobre del rehervidor y bombearla a través de los intercambiadores hasta el tanque de abastecimiento, para lo cual requiere de unas 5 Ipcm. Se puede saber si la presión del regenerador es demasiado alta o demasiado baja observando la posición de la válvula que controla el nivel en la línea de solución pobre que sale del rehervidor. Si la válvula permanece todo el tiempo totalmente abierta, eso indica que la solución tiene dificultades para fluir, por lo cual se debe aumentar la presión del regenerador mediante el controlador de presión hasta que la válvula llegue a una posición +- ¾ abierta. Si el promedio de apertura de la válvula es ¼ a ½ abierta, la presión del regenerador será muy a lta, razón por la cual debe bajarse. (Nota: Copiar gráfico de página 138). Si el gas ácido que sale del regenerador contiene H2S, la corriente debería ser enviada a una planta recuperadora de azufre. En este caso se podrían requerir de 6 a 9 lpc. El controlador de presión en el regenerador se debe ubicar a la presión requerida por la l a planta de azufre. 5. La presión en el colchón de gas del tanque de abastecimiento debe debe ser de 1 a 2 pulgadas de agua. Lo normal es que se mida con una columna de agua en un manómetro en U. 6. La presión presión en el tanque tanque de venteo venteo se regula regula con un contro controlad lador or de presión presión que a su vez controla la válvula ubicada en la descarga de gas. Este controlador debería ser ajustado para mantener la presión +- 2 lpc del punto deseado. 7. El recuperador debe ser operado siguiendo l as instrucciones del respectivo manual. 8. En situaciones situaciones de clima clima frío (por (por ejemplo, ejemplo, los meses meses de invierno invierno en los Estados Estados Unidos de de  América) las plantas de MEA, DEA o SULFINOL merecen atención especial, porque estas soluciones se congelan a temperaturas de 30º a 40º F ( 1,1º a 4,4º C). Por lo tanto, aquellos recipientes o líneas de flujo que no tengan flujo de manera continua (ej. un “by-pass”), deben ser  calentados durante las estaciones frías. Si la planta va a ser cerrada durante un período largo, en días de invierno, la solución debe ser drenada del sistema. El punto de congelamiento de la DGA es de –40º F, por lo cual no requiere de las mismas atenciones sugeridas en los casos anteriores.

4.6. RESUMEN Las condiciones ideales de operación de una planta de endulzamiento se logran, cuando se satisfacen las siguientes condiciones: 1. El H2S o el contenido de azufre total debe estar a su máximo nivel permitido. Ejemplo: 4 ppm,v. 2. El suministro suministro de calor del rehervidor debe estar estar en en el mínimo. 3. La corrosión debe estar en los límites tolerables. La carga calorífica calorífica del rehervidor rehervidor dependerá dependerá de la tasa de flujo de la solución solución de amina y del gas residual que permanezca en la solución. Encontrar la combinación apropiada de caudal, concentración y contenido residual de gas ácido en la solución pobre es un procedimiento de ensayo y error diferente para cada planta. En algun algunas as plan planta tas, s, la carg carga a calór calóric ica a más más baja baja se logr logra a con con una una tasa tasa de fluj flujo o alta alta,, baja baja concentración y un contenido bajo de gas residual; otras plantas tienen la carga calórica más baja cuando la tasa de flujo y el contenido residual de gas g as se reducen y se aumenta la concentración.  Al reducir la tasa de flujo de la solución se aumenta la tasa de de corrosión. Las determinaciones del efecto corrosivo se deben hacer cuando las tasas de flujo se hayan reducido por debajo de las condiciones de diseño.  Al aumentar la concentración de la solución se puede bajar la tasa de corrosión, pero también podría aumentarse. Por lo tanto se insiste en que es necesario determinar el punto óptimo de operación.

Lograr la combinación ideal de tasa de flujo y contenido residual de gas ácido en su planta podría tomar varios meses. No obstante, el ahorro que se deriva de este trabajo obliga a tener  muy presente esta necesidad. 5. LOCALIZACIÓN DE FALLAS Encontrar la causa de los problemas operacionales, por lo general, es un proceso de ensayo y error. A menudo, la causa es tan obvia que pudiera pasarse por alto. Siguiendo el procedimiento sugerido se puede ubicar la causa de los problemas operacionales más frecuentes que pueden ocurrir en una planta de endulzamiento (Ref. No. 1). Los procedimientos para detectar la causa de la mayoría de los problemas en las plantas de amina se presentan en las listas de los manuales de operación del absorbedor y del regenerador. Aquí se hace un resumen de tales procedimientos.

5.1. FORMACIÓN DE ESPUMA La formación de espuma puede ocurrir en el absorbedor y en el fraccionador. Esto Esto pued puede e prod produc ucir ir derr derram ames es de solu soluci ción ón por por el tope tope de la torr torre. e. Cuan Cuando do el tanq tanque ue de abastecimiento está conectado al sistema y la solución circula a través del tanque de manera continua, la formación de espuma se detecta con un descenso inesperado del nivel de líquido en el tanque de abastecimiento. Por lo general, la formación de espuma se debe a alguno de los siguientes factores: 1. Sucio o fragmentos metálicos en la solución. 2. Hidrocarburos líquidos junto con la amina. 3. Exceso de productos de degradación en el sistema.

Seguidamente se presenta el procedimiento para encontrar la fuente del p roblema cuando se forma espuma en el absorbedor. 1. Observe una muestra de solución pobre tomada después del filtro y centrifúguela. Si está obscura, nublada, o contiene partículas sólidas, limpie los elementos del filtro o cámbielos si fuere necesario. 2. Observe la temperatura de la solución que que entra al absorbedor para comprobar que esté 10º F por encima de la temperatura de entrada del g as al sistema. 3. Si hay un separador a la salida del absorbedor, verifique que no tenga hidrocarburos líquidos arrastrados por el gas. 4. Observe Observe la concentración concentración de productos productos de degradación degradación en la solución solución pobre. Si existe un recuperador instalado a la planta, aumente la alimentación al recuperador, si fuere necesario. 5. Agréguele Agréguele un inhibidor inhibidor de espuma espuma a la solución. solución. Esta es la última última medida, medida, pero antes antes debe verificar que los pasos 1 al 4, han sido realizados de manera correcta.

La formación de espuma en el regenerador normalmente se debe a la presencia de hidrocarburos en estado líquido o gaseoso. Siga el siguiente procedimiento. 1. EL TANQUE DE VENTEO SE QUEDÓ SIN SOLUCIÓN Observe el tanque de venteo para ver que el nivel de líquido no haya descendido al punto de que permita la entrada de gas a la línea de líquido. 2. EL TANQUE DE DE VENTEO SE LLENO CON HIDROCARBUROS LÍQUIDOS Si el tanque de venteo está diseñado para retener hidrocarburos líquidos y tiene facilidades de drenaje, verifíquelas y compruebe que estén funcionando de manera apropiada. Saque una muestra de la solución rica del tanque de venteo y compruebe que no tenga una capa capa de aceit aceite e en el tope tope.. Si tien tiene e aceit aceite, e, ello ello indic indica a que que las las faci facililida dade dess de remo remoci ción ón de hidrocarbur hidrocarburos os en el recipiente, recipiente, no están trabajando trabajando bien o que no existen existen tales facilidades facilidades,, por lo cual se han acumulado hidrocarburos líquidos en el sistema. Compruebe que el separador de la entrada esté trabajando bien. 3. LA SOLUCIÓN RICA ESTÁ SUCIA En algunos casos la solución rica está tan sucia, que debe ser filtrada antes de meterla en el regenerador.

5.2. EXCESO DE GAS ÁCIDO EN EL GAS TRATADO. (Fig. No. 2-32) 1. Verifique si hay formación de espuma y corríjala. 2. Compruebe que el caudal caudal de gas que llega a la planta no es mayor que el caudal de diseño. 3. Verifique Verifique la presión presión del del absorbedor absorbedor y compruebe compruebe que que no está está por debajo debajo de la condición condición de diseño. 4. Verifique la temperatura temperatura del gas que llega a la planta, planta, para garantizar garantizar que no esté por encima del punto de diseño. 5. Verifique el contenido de gas ácido en el gas de la entrada entrada y compruebe que está dentro de los límites del diseño. (Nota:) 6. Compruebe Compruebe que que la tasa tasa de flujo de de la solució solución n pobre pobre hacia el absorbed absorbedor, or, es la cantidad cantidad apropiada. 7. Asegúrese de que el gas residual de la solución pobre, esté dentro de los límites de diseño.

8. Asegúrese de que los intercambiadores de calor no tengan roturas. La solución rica podría fluir  hacia la solución pobre. En ese caso, el contenido de gas ácido en la solución pobre a la salida del intercambiador será mayor que la fracción medida a la entrada. 9.

Inspeccione la torre torre por dentro, para ver los efectos efectos de la corrosión, corrosión, escarcha. escarcha.

5.3. DEMANDA ENERGÉTICA EXCESIVA EN EL REHERVIDOR DEL

REGENERADOR

1. Observe si ha aumentado aumentado la tasa de flujo de la solución solución pobre (Fig. No. 2-33 y 2-34). 2-34). 2. Observe si ha bajado la temperatura de la solución rica a la salida del intercambiador de calor. 3. Compruebe que el nivel de líquido líquido del rehervidor esté por encima encima de los tubos de calentamiento. calentamiento. 4. Verifique Verifique el nivel de la corrosión en el calentador calentador del rehervidor, rehervidor, lo cual podría podría restringir restringir la transferencia de calor. Cuando la tasa de flujo es normal y la carga calorífica es mayor que lo normal, se puede pensar en el efecto de la corrosión, en ese caso, se debe limpiar el haz de tubos.

5.4. GAS ÁCIDO RESIDUAL EN LA SOLUCIÓN POBRE EN EXCESO 1. Verifique la carga calorífica del rehervidor  2. Compruebe que no haya fugas en los intercambiadores. 3. Asegúrese de que no haya aumentado aumentado la concentración de de gas ácido en la solución rica. 4. Si las bandejas del regenerador tienen líneas de drenaje drenaje hacia fuera, tome muestras muestras de líquido y determine el contenido de hidrocarburos. Si ese es el caso, la torre debe ser cerrada para drenarle los hidrocarburos líquidos.(Nota:) 5. Si las condiciones de operación del regenerador regenerador son normales, normales, pero el gas residual es alto, las bandejas del regenerador podrían estar tapadas o dañadas. Se requiere una inspección interna.

6. VARIABLES QUE AFECTAN EL CONTROL Y LA OPERACIÓN DE UNA AMINA

PLANTA DE

A continuación se discutirán las principales variables que afectan el comportamiento de una planta de amina, tomando como referencia la planta modelo. El análisis de estos parámetros permitirá localizar las fallas que - a menudo – se presentan en la planta (Ref. No. 3).

6.1. TASA DE CIRCULACIÓN DE LA SOLUCIÓN DE AMINA El consumo energético es directamente proporcional a la tasa de circulación de la solución de amina. No obstante, al aumentar la concentración aumentará la carga de gas ácido en la solución y disminuirá la tasa de circulación de la solución y los costos de energía. La tasa de circulación de amina se decide cuando se diseña la planta: después de arrancarla, por lo general, no se cambia. En ocasiones se producen cambios en el caudal de gas tratado o en la cantidad de gas ácido que llega a la planta, pero se mantiene la tasa de circulación apoyándose en las condiciones de diseño o en el hecho de que los operadores anteriores, lo venían haciendo así. Es evidente que esto produce desperdicio de energía. Fig. No. 2-35. Cuando se reduce la cantidad de gas tratado o la concentración de gas ácido en la alimentación, se pueden hacer ahorros energéticos reduciendo la tasa de circulación de amina. La práctica establecida de "no lo cambies que así ha estado trabajando bien" le está costando a la industria muchos millones de dólares por año. La tendencia establecida ha sido, aumentar la tasa de circulación para disminuir la corrosión. Esta práctica también puede significar pérdidas grandes en el costo de energía, lo cual obliga a optimar la tasa de circulación de la solución. (Nota:) La siguiente fórmula puede ser útil para formarse una idea del impacto sobre el costo energético de la tasa de circulación de la solución: V.E ($ año)= (gpm) (525,6) (C.E). V.E. = Valor de la energía, LIS $ /año. gpm = Tasa de circulación de la solución de amina (galones/ minuto). C.E. = Costo de la energía: $ / M pcn o $ /1000 Ibs de vapor o $ / MM BTU

Ejemplo: Si se trata de una planta que utiliza 100 gpm y la energía tiene un costo de 4 $ M pcn el precio de la energía será: V.E.-(100)(525,6) (4)= 210.240,00 US $/año. 6.2. CARGA DE GAS ÁCIDO La falta de "monitoreo" de la carga de gas ácido en la solución también puede producir costos elevados de energía. Cada tipo de solvente tiene una carga óptima de gas ácido, tanto en la solución rica como en la pobre y es importante que se conozcan bien estos valores, debido a que están interrelacionados con una gran cantidad de variables. La mayoría de las soluciones de amina solamente necesitan entre 0,05 y 0,08 moles de gas ácido total por mol de amina pobre para satisfacer las especificaciones del gas dulce. EI contenido total de gas ácido en la solución pobre, por lo general es mucho más baja; algunas veces está por  debajo de 0,01. Al excederse en el proceso de regeneración de la solución, la cantidad de energía que se utiliza es muy alta. Adicionalmente, este nivel de regeneración no se necesita, a no ser que el absorbedor esté trabajando por debajo de 100 Ipcm. La Fig. No. 2-36, es útil para ayudar a controlar los costos de energía y evitar la corrosión. Ello implica que se debe verificar ("monitorear") regularmente la cantidad de gas ácido en la solución, con el fin de compararlo con las condiciones óptimas. La corrosión aparece cuando la carga de gas

ácido en la solución exceda la línea de referencia, si por el contrario, la carga de gas ácido está por  debajo de la línea de referencia, empieza a producirse un desperdicio de energía. Nota:

¿CÓMO SE DETERMINA LA CARGA DE GAS ÁCIDO EN EL SISTEMA? El método más sencillo para determinar la carga de gas ácido en el sistema es utilizando un espectrofotómetro con colector de fibras ópticas remotas. Esto permite medir y registrar el contenido de H2S en la solución pobre y rica en diez sitios de muestreo del sistema. Los colectores no son afectados afectados de manera manera adversa adversa por la contaminac contaminación, ión, como ocurre con otros otros analizadores analizadores.. Este instrumento puede ser una herramienta excelente para disminuir el valor de la energía y la corrosión. corrosión. Los datos de este analizador analizador pueden pueden ser utilizados para controlar automáticam automáticamente ente la cantidad de energía que se usa en el rehervidor o como una guía para que el operador controle la cantidad de energía requerida. El potencial para bajar los costos energéticos y la corrosión es tan grande, que el analizador se paga en unos pocos meses. Cuando se utiliza únicamente CO2, existen otros analizadores para lograr el mismo tipo de respuesta.

6.3. CONCENTRACIÓN DE LA SOLUCIÓN DE AMINA La MEA y la DEA son de uso común en las plantas de endulzamiento. La concentración varía entre el 10% y 20% p/p en el caso de la MEA y entre 20% y 30% p/p, para la DEA sin inhibidores. La tendencia ha sido, operar en el punto más bajo del rango para minimizar la corrosión. Esta práctica produce pérdidas muy grandes en energía. Al aumentar la concentración, se aumenta la capacidad de la solución para remover gas ácido y se logran ahorros energéticos considerables Fig. No. 2-37. Muchos operadores permiten que la concentración de amina descienda. Por-eso se debe agregar solución preparada o agua, con el fin de mantener el nivel de la concentración y el caudal. No siempre se actualizan las pruebas para medir la concentración, razón por la cual esta fluctúa. Otras veces, las pruebas de laboratorio no reflejan la concentración correcta. Se han encontrado cargas cargas hasta del 45% p/p para MEA y DEA sin inhibidores, inhibidores, debido debido a errores errores en la prueba. Esta falta de cuidado puede aumentar de manera notoria l a corrosión y el costo de la energía, tanto si la concentración está por encima, como si es más baja de lo esperado. (Nota:) El operador debe estar bien entrenado y motivado para garantizar una prueba aceptable. Existen analizadores que permiten agregar, automáticamente, la cantidad de amina o de agua requerida, para mantener la concentración en el nivel adecuado. ( El analizador se paga en menos de un mes). Se debe tener cuidado en determinar regularmente la concentración óptima y mantenerla en el nivel apropiado. apropiado. La Fig. No. 2-37, presenta presenta un ejemplo ejemplo de cómo varía la concentrac concentración ión de amina con el tiempo y sus efectos sobre la tasa de corrosión y el despilfarro energético.

6.4. REFLUJO El vapor que sale por el tope de la columna de regeneración, junto con los gases ácidos, es condensado y devuelto al regenerador en forma de reflujo. La razón entre los moles de agua (L) que regresan al regenerador entre los moles de gas ácido que salen de la planta (D), se conoce como: RAZÓN DE REFLUJO. Este parámetro es fundamental en el diseño y operación de la torre y un indicador de la cantidad de vapor que debe ser usada en el rehervidor. La razón de reflujo, determina la cantidad de gas ácido residual en la amina pobre y por lo tanto. la eficiencia del fraccionamiento. El valor típico de R = L /D varia entre 1,5:1 a 4:1 dependiendo del número de bandejas que tenga la torre y de d e otras variables. En un diseño típico, una razón de reflujo 2 : 1, es común. En las refinerías, la razón de reflujo mas utilizada en 4 : 1. (Fig. No. 2-38).

El consumo de amina, en Ibs /MM pcdn, vs. tiempo, se presenta en la Fig. No. 2-39. Se observa en el gráfico cómo incide sobre sob re el despilfarro de energía. La Fig. No. 2-38, presenta una recomendación sobre los valores de R vs. P y T, que se deben utilizar cuando se trabaja con solvente formulados. A medida que aumenta la razón de reflujo R, la cantidad de agua condensada que regresa al regenerador es mayor, lo cual indica que se debe extraer extraer más calor por el condensado condensadorr y para mantener mantener el equilibrio equilibrio energético energético en la torre – agregar más calor en el rehervidor. Esto se refleja finalmente en un mayor consumo de energía. En una pequeña planta de tratamiento se consiguió una razón de reflujo 50:1, lo cual (Nota:) producía pérdidas energéticas de 58.000 US $ /año. Una planta mas grande, con una relación de reflujo 12:1, produjo pérdidas energéticas de un millón de dólares por año. Esto no era perceptible, porque el costo de la energía era únicamente de 1,0 $ MM BTU.

Por lo general, no se mide la razón de reflujo, por lo cual es imposible determinar las pérdidas por este concepto. Para controlar la cantidad de energía que se utiliza, se debe disponer de un controlador de temperatura en la línea de vapor que va, del tope del regenerador al condensador. Normalmente el rango de temperatura va desde 190oF a 210oF. Por debajo de esta temperatura, la cantidad de vapor vapor genera generado do es insufi insuficie ciente nte para para lograr lograr un fracc fraccion ionami amient ento o apropi apropiado ado y puede puede aparec aparecer  er  corrosión severa. Cuando la temperatura está por encima del nivel recomendado se produce fraccionamiento en exceso con el subsiguiente costo de energía. La Fig. No. 2-40, presenta un gráfico útil para ayudar a controlar los costos de energía y los de corrosión. Con un método así se podría registrar y medir la razón de reflujo y su impacto sobre la planta. Una razón de reflujo óptima debe ser un reto permanente. Cuando la razón de reflujo está por  encima del nivel de referencia, habrá desperdicio de energía y cuando está por debajo, podría estar apareciendo la corrosión en la planta. Para mantener los costos de energía y la corrosión en el mínimo posible, la razón de reflujo real debe coincidir con la razón de reflujo óptima.

6.5. RECUPERACIÓN DE POTENCIA Cuando el absorbedor trabaja a una presión lo suficientemente alta, se puede usar una turbina para recuperar la energía potencial contenida en el líquido, a alta presión. Una turbina hidráulica convierte la presión alta del líquido en energía mecánica que se puede utilizar para mover otras bombas bombas en el sistema. sistema. Sino se utiliza una turbina turbina hidráulica la energía energía contenida en el líquido líquido se desperdicia al despresurizar el sistema en el tanque de venteo o en el regenerador. En todo caso, la energía mecánica que se recupera no es suficiente para mover la bomba de amina pobre y debe ser compensada con un motor eléctrico. (Nota:)

6.6. INTERCAMBIADORES DE CALOR Hay una buena inversión en el diseño de los intercambiadores de calor con ahorro energético, por  el contrario, el intento de ahorrar reduciendo el tamaño de las unidades, resulta muy costoso. El calor que no se recupera en los intercambiadores amina-amina, representa una carga adicional para el rehervidor. Cuando más se precalienta la amina rica mediante la recuperación de calor de la amina pobre, es menor la cantidad de calor que se debe agregar al rehervidor en el proceso de regene regenerac ración ión.. Este Este interc intercamb ambiad iador or debe debe ser diseña diseñado do para para lograr lograr una aproxi aproximac mación ión de la temperatura de no más de 30º F a 40º F. Para ahorrar energía, también es necesario un mantenimiento apropiado de los intercambiadores. Esto Esto invit invita a a veri verififica carr con con cuid cuidad ado o el comp compor orta tami mien ento to de cada cada unida unidad, d, la difer diferenc encial ial de temperatura a través de los intercambiadores son una manera excelente de localizar los problemas. Por ejemplo, si un intercambiador amina-amina no está trabajando cerca de las condiciones de diseño, pudiera ocurrir que tenga problemas de formación de escamas o películas de vapor atrapadas en el lado de la concha. El sucio reduce la eficiencia operacional y produce un gran desperdicio energético. Se pueden perder perder en el orden de US $ 200.000 200.000 en una planta mediana. mediana. La limpieza limpieza de los intercambiador intercambiadores es utilizando utilizando químicas, químicas, es una forma excelente excelente de reducir reducir el consumo de energía, energía, no obstante, obstante, una limpieza mal hecha pudiera causar problemas serios en la operación y aumentar los costos drásticamente. Por ello, se deben utilizar empresas con conocimientos claros de los equipos y de las químicas utilizadas para la limpieza. Cuando se reduce la carga calórica del rehervidor, también se puede ahorrar energía eléctrica en los intercambiadores con aire. De la misma manera, al reducir la tasa de circulación de la solución de amina se puede ahorrar energía en los intercambiadores de aire.

6.7. SEPARADOR TRIFÁSICO COMO TANQUE DE VENTEO Se recomienda Instalar un separador trifásico (Tanque de Venteo), para la amina rica, entre el absorbedor absorbedor y el intercambia intercambiador dor amina-amina. amina-amina. Los hidrocarbur hidrocarburos os que se disuelven disuelven en la solución solución pueden ser utilizados - al separarlos - como gas combustible. La remoción de estos hidrocarburos líquidos es necesaria para prevenir la formación de espuma el ensuciamiento, ambos mecanismos apropiados para el desperdicio de energía. Adicionalmente, el separador debe ser diseñado para prevenir pérdidas de amina.

6.8. PERDIDAS DE AMINA Las pérdidas de amina pueden ser un problema operacional serio y costoso. Las cifras del consumo varían entre una y cincuenta libras por MM pcn de gas. Lo que ocurre después que la amina sale del sistema también es importante. La amina que se va absorbida en el gas tratado, pudiera envenenar el gliçol o los deseçantes sólidos que se encuentran aguas abajo, de la planta de endulzamiento, lo cual representa costos elevados y problemas operacionales. Lo mismo ocurre cuando la solución sale del regenerador llega hasta la planta de azufre. La cantidad cantidad de amina que se usa debe ser registrada registrada de manera manera rutinaria. rutinaria. Para ello es conveniente mantener un programa de trabajo. La Fig. No. 2-39, muestra un gráfico útil para rastrear el consumo de amina. En la mayoría de las plantas se considera apropiado utilizar de 1 a 3 Ibs/ MM pcn de gas tratado. Es relativamente fácil mantener un control sobre el gasto de amina, gracias a que el gas se mide para propósitos de venta y la cantidad del producto que se utiliza se registra con las órdenes de compra, o manteniendo un control sobre el consumo en la planta. Con estos datos se podría construir un gráfico para comparar el volumen de gas tratado contra el consumo de amina ej.: 2 libras/ MM pcn.

6.8.1. PRINCIPALES CAUSAS DE LAS PERDIDAS DE AMINA La degradación de la solución. Escapes. Formación de espuma. Impurezas y contaminantes. Vaporización, Salida por el fondo del recuperador. Es probable que las pérdidas de solución más severas sean producidas por la degradación de la química. Las aminas tienden a oxidarse, se degradan por efecto de la temperatura o por  envenenamien envenenamiento. to. Las sales estables, estables, causan corrosión, corrosión, formación de espuma, espuma, endulzamient endulzamiento o pobre y grandes pérdidas del producto. El oxígeno hace que la amina se degrade y contribuye a formar sales estables; se puede mantener fuera del sistema removiéndolo de la alimentación que llega al absorbedor y protegiendo todos los recipientes de amina, incluyendo los tanques de almacenamiento externos. Eso se puede hacer con una cámara de g as que no contamine. Algunas plantas requieren del uso de un recuperador para manejar los productos de la degradación. En muchas de estas unidades se pierde alrededor del 50% de la amina, debido a que se va con los productos del fondo del recuperador en el momento que se hace la limpieza o drenaje. Los escapes mecánicos, debido a corrosión o derrames accidentales, aumentan las pérdidas de amina. Muchos de estos derrames suelen ser cuantiosos. Durante las operaciones de limpieza y mantenimiento pueden ocurrir pérdidas substanciales, gracias a que la amina que queda atrapada en los sumideros y drenajes no se regenera antes de arrancar nuevamente la planta.

Cuando se cambian los cartuchos de lo s filtros y el carbón activado, también se p ueden producir  pérdidas cuantiosas de la amina. Para evitar el daño, se debe drenar la solución que queda en la caja de los filtros y en el recipiente de carbón antes de proceder a cambiarlos. Después de drenarlos, se debe bombear agua desmineralizada para recuperar la amina adicional retenida en los filtros y el carbón activado. Estas pérdidas se pueden controlar fácilmente con una supervisión cercana del personal. A continuación se presentarán diversos ejemplos de errores que pudieron haberse evitado, con el cuidado correspondiente: 1. Un trabajo trabajo de limpieza mal hecho en una unidad nueva o vieja puede ocasionar ocasionar pérdidas pérdidas de amina considerables. En una pequeña planta - nueva –se produjeron pérdidas por US $ 120.000 durante las primeras seis semanas, debido a un trabajo de limpieza mal realizado. Esa cantidad de amina debería haber sido suficiente para trabajar durante los primeros seis años. 2. Algunas veces los recipientes mal mal diseñados y las instalaciones no apropiadas pueden producir  grandes pérdidas de amina. Alrededor de un millón de libras del producto se perdieron en una planta en menos de seis meses debido a que los bajantes del absorbedor eran muy pequeños para conducir la amina pobre que llegaba al tope de la columna. La solución salía por la parte superior  en lugar de fluir hacia abajo. 3. En otro caso, la boquilla para la entrada del líquido estaba dirigida hacia arriba en lugar de mirar  hacia abajo, por lo cual se perdió una gran cantidad de solución en un período muy corto. 4. Se consiguió un absorbedor absorbedor de gran diámetro diámetro sin el extractor extractor de niebla, debido a que lo dejaron afuera durante el proceso de fabricación. 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 verterla nuevamente al sistema. Todos estos problemas han sido encontrados con motivo de la prestación de servicio de la empresa empresa (Coastal (Coastal Chemical Co.), Co.), y se pudieron pudieron detectar al inspeccionar inspeccionar el diseño o durante el arranque de la planta. 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 suele pagar las culpas por  todos los problemas que ocurren en la planta. Durante más de treinta años de operación, la empresa responsable de este trabajo, no a conseguido un solo caso donde la amina sea la verdadera responsable del problema, siempre fue la víctima y no la culpable. Solamente cuando la amina se carga de contaminantes o cuando la unidad está mal diseñada, mal operad operada a o mal manten mantenida ida,, es cuando cuando aparec aparecen en los proble problemas mas.. Las aminas aminas limpias limpias no representan problemas. Los operadores no deben sentarse a esperar a que llegue el suplidor de la amina a corregir los problemas. Es necesario tomar acción de inmediato para mantener la planta en operación. Eso permite trabajar a más bajo costo.

Los contaminantes más comunes en la corriente de gas suelen ser: Hidrocarburos líquidos, Agua salada, Arena, Inhibidores de corrosión colocados en los pozos o en las tuberías, Aceite de los compresores, Parafinas y asfaltenos, los cuales deben ser removidos antes de que el gas

llegue al absorbedor.

Estas impurezas pasan a la solución de amina y producen: Corrosión, Formación de espumas, Pérdidas de la solución y dificultades para satisfacer las especificaciones del gas tratado. Algunas plantas de amina, incluyendo las muy grandes, no tienen separadores de entrada, por  lo cual se pueden esperar problemas debido a las impurezas en el gas natural. 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 de la siguientes maneras: Agregándole demasiado antiespumante, Un tipo de antiespumante que no corresponde o Cuando le agregan inhibidores de corrosión incompatibles con la solución de amina que están utilizando. Las pérdidas elevadas de la solución, por lo general están relacionados con dificultades en la operación del sistema e indican costos de operación muy altos. El extractor de niebla, en el tope ocasionar  del absorb absorbedo edorr puede puede estar estar dañado dañado o tapado tapado.. Estos tapones también pueden ocasionar  pérdidas notables de la amina. Cuando el absorbedor tiene en el tope, bandejas aptas para ser  lavadas con agua, se disminuyen las pérdidas por efectos de la vaporización.

Al mantener la amina por debajo de 110º F se disminuyen las pérdidas. Un separador  instal instalado ado en la corrie corriente nte de gas dulce dulce tambié también n ayudar ayudaráá a recupe recuperar rar la soluci solución ón que transporta el gas, la cual se envía de nuevo al sistema. El uso de un separador bien diseñado en este punto, es una buena inversión. Un absorbedor pobremente diseñado puede significar  pérdidas notables de amina y ocasiona otros problemas operacionales en el sistema. Las pérdidas de solución también se producen cuando el gas ácido es venteado a la atmósfera o enviado a una planta recuperadora de azufre. Algunas veces estas pérdidas son excesivas, excesivas, de tal manera manera que se requiere un separador separador en la descarga de los gases ácidos. ácidos. Al mantener la temperatura del gas ácido o gases de cola por debajo de 210º F - entre el regenerador  y el condensador de tope y por debajo de 120º F, después del condensador, se disminuyen las pérdidas de amina. El uso de varias bandejas de rectificación o bandejas lavadas con agua, en el tope del regenerador y por encima de la entrada de carga de amina rica al recipiente, ayudará a disminuir  las pérdidas. Para medir la cantidad que se está perdiendo se puede verificar, con regularidad, la cantidad de amina en el reflujo. Un separador trifásico bien diseñado con tiempo de residencia suficiente, puede ser utilizado para remover los hidrocarburos gaseosos y líquidos que llegan con las corrientes de amina rica al tanque de venteo. Asegúrese además, de que no esté perdiendo amina en las corrientes (líquida y gaseosa) que salen de este recipiente.

6.9. FORMACIÓN DE ESPUMA La formación de espuma puede generar dificultades de todo tipo: Aumenta las pérdidas de amina. Hace más difícil el tratamiento del gas natural.

Ocasiona corrosión. Aumenta el consumo de energía.

La formación de espuma es causada por los contaminantes presentes en la solución de amina. amina. Alguna Algunass veces, veces, el agua agua de restit restitució ución n puede puede ocasio ocasionar nar los problem problemas as porque porque lleva lleva químicas, sales y otros contaminantes que promueven la formación de la espuma. Un sistema de purificación de carbón, instalado en la línea de entrada del agua de restitución, puede contribuir a minimizar estos problemas. La formación mecánica de la espuma normalmente es causada por las velocidades muy altas del gas y de los líquidos a través de los equipos.

Una de las mejores mejores formas formas de detectar detectar la formación formación de espuma es usar una celda de presión diferencial en el absorbedor y en el regenerador. Una presión diferencial errática indica que la formación de espuma es más severa. La presión diferencial también se puede utilizar para detectar daños en el empaque, en el absorbedor o en el regenerador. El perfil de temperatura alrededor del absorbedor permite detectar la formación de ocurre formación formación de espuma en el absorbedor absorbedor la reacción reacción del gas ácido con la espuma. Cuando ocurre solución de amina, se produce en la parte superior del recipiente, cuando eso ocurre, el calor  gene genera rado do por por la reac reacci ción ón afec afecta ta al gas gas dulc dulce e que que sale sale por por el tope tope,, en luga lugarr de prod produc ucir  ir  calentamiento de la amina rica que sale por el fondo de la torre. Esto producirá un aumento de la temperatura en la camada de desecantes sólidos utilizados – aguas abajo – para deshidratar  el gas o aumentará la carga de agua del enfriador colocado antes de la planta de glicol. Cuando se acostumbra a medir la diferencia de temperatura entre el gas tratado vs. el gas ácido o entre la amina rica vs. la amina pobre, se puede detectar la formación de espuma en la medida en que la diferencial de temperatura cambie de manera abrupta. Algunos operadores atacan la formación de espuma reduciendo la carga de gas o utilizando antiespumantes que, por lo general son costosos. Ambos métodos resultan muy caros. 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. Debido a que, por lo general, la tasa de la solución es alta, esta técnica se puede considerar siempre al alcance de la mano, aunque es pocas veces utilizada. En lugar de usar procedimientos costosos, la optimización de la tasa de flujo es una forma de ahorrar dinero, químicas, energía y gastos excesivos por efectos de la corrosión. La mejor medicina 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 usarsolamente-de manera temporal hasta que las causas verdaderas sean encontradas. El antiespumante debe ser escogido con mucho cuidado por que algunos productos pueden produc producir ir formac formación ión severa severa de espuma espuma,, de allí allí que se recomi recomiend enda a verifi verificar car previa previamen mente te la factibilidad de que un determinado antiespumante haga el efecto contrario.

La dosificación correcta del antiespumante, por lo general, varía entre 5 a 20 ppm y se agrega en forma ocasional y no de manera continua. El uso regular de la mayoría de los antiespumantes, suelen ayudar a la formación de espuma en lugar de eliminarla. Para ayudar a la dispersión el antiespumante se debe agregar, corriente arriba, en los puntos de alta turbulencia tales como: en la succión de la bomba o delante de una válvula. Para conocer las virtudes de un antiespumante es suficiente batirlo en una botella. Por  ejemplo, llene la mitad de la botella con la solución de amina tomada del sistema y deje que todo el gas se escape escape antes de taparla. Después Después que haya tapado la botella bátala arriba y abajo, como una coctelera, alrededor de doce veces y póngala en una mesa. Anote la altura de la espuma y el tiempo necesario para que desaparezca. La espuma debería desaparecer en menos de cinco

segundos. segundos. A mayor tiempo utilizado utilizado para que desaparezc desaparezca, a, mayor también también será la severidad del problema en la planta.

6.10. FILTRACIÓN Un mejor conocimiento de los filtros y las técnicas de filtrado puede ayudar a disminuir los costos de purificación de la amina. En muchas plantas el costo anual de los cartuchos es mayor  que el costo anual de la amina, es una buena señal de que algo anda mal. Se encontró una planta de amina que estaba utilizando US $ 300.000 por año en cartuchos y 40.000 en amina, lo cual es sencillamente ridículo. Parte del problema radica en la falta de estandarización de los filtros. Por ejemplo, el uso del término micrón crea confusión en el mercado. Un cartucho nominalmente vendido para cinco micrones podría capturar solamente el 50% de las partículas de cinco micrones, mientras que otro cartucho con la misma clasificación podría retener  el 75% o el 99% de las partículas de ese tamaño. Esta confusión se mantendrá hasta tanto los fabricantes produzcan cartuchos que retengan el mismo porcentaje de un determinado tamaño de partículas tomada como referencia para su clasificación. Otra información importante que se requiere para comparar los cartuchos es: la resistencia a las químicas, la capacidad para retener acumulaciones de líquidos, la tasa de flujo óptima a través del cartucho y la máxima presión diferencial que puede tolerar a ntes de que se rompa. Algunos cartuchos son mucho más costosos porque liberan los líquidos en el sistema a presiones diferenciales muy bajas, con lo cual se aumenta el costo del filtrado. Los costos juegan un papel importante en la selección del cartucho. El costo real del cartucho está determinado por el valor de cada galón filtrado Incluyendo la mano de obra y el monto necesario para deshacerse del cartucho utilizado. No se puede ver únicamente el costo inicial de la unidad. La inversión real solamente se puede determinar en la planta. El usuario debería ponerle más atención a la vida útil del elemento y a la capacidad para filtrar, en lugar del costo directo. Un cartucho que dure mucho tiempo en servicio minimiza los costos de mano de obra para reemplazarlo y para deshacerse de la basura. Ello indica que, muchas veces, lo menos importante es el costo directo de la unidad. También debe tomarse en cuenta que, en muchas ocasiones, los operadores -a falta de tiempo para cambiar el cartucho - deciden abrir la desviación ("by-pass”), con lo cual nunca se conoce la vida útil real del cartucho. Los sólidos sólidos en la soluci solución ón de amina amina causan causan ensuci ensuciami amient ento, o, formac formación ión de espuma espuma y taponamiento. Esto, a su vez, produce pérdidas de amina, erosión, corrosión y daño en las bandejas o empaque de la torre de absorción y en el regenerador. Para mantener la solución de amina y el sistema, operando a máxima eficiencia, los sólidos deben ser removidos por medio de filtros. Los sólidos que taponan el carbón activado en el sistema de purificación acortan la vida útil del carbón y la eficiencia para remover remover los contaminant contaminantes es de los líquidos. Por esta razón, el filtro para remover los sólidos del sistema debe estar colocado aguas arriba del sistema de purificación de carbón activado. activado. Algunas compañías compañías colocan colocan el filtro filtro aguas abajo del sistema sistema de purificació purificación n para capturar las partículas de carbón que emigran, pero es mucho más efectivo y económico diseñar el recipiente para impedir la migración de las partículas de carbón. El tamaño de las partículas sólidas es también importante y se suelen medir en micrones. Un micrón es la millonésima parte del metro = 10 -4 cms = 3,937*10 -5 pulgadas.

Los cartuchos, por lo general están disponibles para rangos de 1 a 150 micrones, cuanto más fino sea el nivel de micrones seleccionado, mas caro será la respectiva filtración, tanto en términos de precio como en la reducción de la vida útil del elemento. elemento. Deberían Deberían utilizarse cartuchos cartuchos con un rango de 50 a 75 micrones o más. A medida que las partículas más grandes son removidas se pueden utilizar elementos para diámetros de partículas más pequeños, hasta que se eliminen las partículas nocivas. Comenzar con un tamaño de partículas de cinco micrones en un sistema que no haya sido filtrado por un período largo de tiempo, resultaría muy costoso. También es costoso no filt filtra rarr la amin amina, a, aunq aunque ue se sabe sabe que que algu alguna nass plant plantas as func funcio iona nan n sin sin filt filtro ro por por un lapso lapso prolongado. Cuando se permite que la amina se ensucie demasiado los costos de operación y los problemas aumentan de manera considerable, por lo cual es bueno tener presente que la filtración apropiada es una buena inversión. Algunos cartuchos cartuchos causan problemas problemas operacionales operacionales en las plantas de amina. amina. Los elementos hechos con papel o productos que han sido químicamente tratados, pueden producir espuma en la solución. Los cartuchos que tienen goma o cubierta, pueden ser destruidos en el servicio de amina. El petróleo, la lana virgen y los productos que son utilizados para remover el petróleo o blanquear el algodón pueden producir espuma si el fabricante del cartucho no sabe cómo preparar el elemento antes de usarlo. Algunos cartuchos no tienen la estabilidad térmica requerida por el servicio de amina. La selección arbitraria de un cartucho y la tasa de flujo aplicada puede resultar muy costosa.

La tasa de flujo depende de las siguientes variables: del tipo de cartucho, del nivel de tamaño de partícula (micrones), de la viscosidad del fluido, longitud y diámetro de la partícula en e l elemento y de otros factores. Un experto en filtración filtración puede bajar los costos costos de los filtros filtros (cajas y cartuchos) cartuchos) y mejorar la eficiencia de la remoción. La ubicación de la caja del filtro también es importante, si la planta esta removiendo H2S, es bueno colocar el filtro del lado de la amina pobre, para proteger p roteger a los operadores. En el lado rico de la amina, amina, el sulfur sulfuro o de hidróg hidrógeno eno puede causar causar problema problemass en el moment momento o de cambiar cambiar los cartuchos, debido a que el H2S, puede producir ignición espontánea cuando entra en contacto con la atmósfera. Muchos accidentes se han producido por esta causa. Alguno Algunoss operad operadore oress cambia cambian n el elemen elemento to demasia demasiado do pronto pronto con lo cual cual aument aumentan an drásticamente los costos de filtración. Por lo general, un cartucho de 20 a 30 micrones se ajusta bien a la remoción de partículas. La escogencia de un suplidor idóneo de filtros con una amplia variedad de elementos es una decisión sabia. Otros tipos de sistemas filtrantes están disponibles. Los filtros preabrigados (“precoat") utilizados por algunas compañías, deben ser inspeccionados con cuidado porque, si no se usan de manera apropiada, pueden ocasionar serios problemas en la unidad de amina. Al considerar los aspectos económicos, tenga presente el impacto sobre el medio filtrante, las pérdidas de amina, la disposición del sucio y los costos de mano de obra. Los filtros de discos grabados ("etched disc") tienen una capacidad remoción de sólidos excelente, hasta de menos de un micrón, eliminan las pérdidas de amina y pueden operar con poca supervisión y menos costos de mano de obra. Este tipo de filtro, en el largo plazo, es - por lo general - la mejor inversión para la mayoría de las unidades, en la solución de problemas y remoción elevada de sólidos. Los filtros de disco grabado, han sido utilizados durante más de tres años en plantas grandes y se siguen instalando muchos más. Los filtros de arena pueden remover pequeñas partículas de hierro y lodos de hidrocarburos, a bajo costo.

6. 11. FILTROS DE CARBÓN ACTIVADO El carbón activado ha sido utilizado por más de treinta años para limpiar las soluciones de amina. Al eliminar los hidrocarbur hidrocarburos os se reduce reduce la formación formación de espuma con mayor eficiencia, eficiencia, así como los inhibidores de corrosión, el aceite de los compresores y los otros contaminantes que entran entran con el gas. El carbón carbón activado también ayuda a disminuir disminuir la corrosión, corrosión, al eliminar algunos productos degradantes que contienen ácidos. Sin cambiar las condiciones del proceso, el consumo de amina se ha reducido más del 70 por ciento, con un purificador de carbón instalado en el sistema. El recipiente que contiene el carbón puede estar colocado tanto del lado de la amina rica como en el sector de la amina pobre. Como los filtros, un purificador de carbón ubicado en la zona de paso de la amina rica puede ocasionar problemas en el momento en que se cambie el carbón, debido a la presencia de H2S. Al Instalar el filtro de carbón del lado de la amina pobre se contribuye a eliminar este problema. Como se recordará, el H2S puede generar ignición espontánea en el momento de cambiar el filtro, cuando entra en contacto con el aire. Esto ha producido muchos accidentes. El operador  deberá tener cuidado de no dejar, a la intemperie, los cartuchos usados de los filtros, debido a que se puede generar un incendio en cualquier momento. La camada de carbón puede tener una eficiencia alta si la temperatura de la amina está en el rango de 120º F a 150º F, por debajo de este rango la viscosidad de algunas aminas puede afectar  de manera adversa la eficiencia y, por encima de 150º F se reduce la capacidad de adsorción del carbón. El diseño del filtro de carbón es crítico para garantizar el éxito en la purificación de la amina. Un filtro filtro pobrem pobrement ente e diseña diseñado do por lo gener general al crea crea proble problemas mas,, en lugar lugar de resolv resolverl erlos. os. Alguno Algunoss recipientes tienen mal diseñados las tuberías de entrada y de salida. Con una tubería ubicada 3 a 4 pies por debajo del tope del recipiente y una descarga 3 pies por encima del fondo del recipiente, se desperdicia entre el 25 al 50 por ciento de la altura disponible, por lo cual se redu reduce ce la capa capaci cida dad d de adso adsorc rció ión n de la cama camada da y se obli obliga ga a camb cambia iarr el carb carbón ón más más frecuentemente. Algunos recipientes se diseñan sin la malla protectora para retener el carbón. Se requiere de varios lechos de soporte para mantener el carbón activado en el recipiente. Los lechos de antracita son muy poco resistentes y quebradizos. A menudo, cuando el carbón es cambiado, los operadores, accidentalmente, dejan el medio de soporte fuera o no ponen la cantidad suficiente de soporte en la salida para retener el carbón activado. Esto permite que el carbón se disperse rápidamente en la solución con lo cual se generan la mayor parle de los problemas problemas en las operaciones operaciones del sistema, tales como: formación de espuma espuma y taponamien taponamiento to de muchas otras partes del sistema (ej. filtros mecánicos, válvulas, intercambiadores, etc.) En una oportunidad hubo que parar la planta a menos de una hora de haberla arrancado, debido a que el carbón carbón se dispersó en el sistema sistema y taponó taponó completamente completamente los intercambi intercambiadores adores.. Las bolas de cerámica de diámetro variable o la grava eliminará los problemas ocasionados por el soporte de carbón antracita.

6. 11.1. VELOCIDAD SUPERFICIAL EN LOS FILTROS La velocidad superficial es otra de las variables importantes. Se expresa en gals/ min* pie 2 de sección transversal. A medida que se aumenta la velocidad superficial la longitud de la camada debe aumentarse para proveer un tiempo de residencia aceptable. Se necesita un tiempo de contacto de 20 minutos, entre la solución de amina y el carbón activado para garantizar una buena purificación y alargar la vida de la camada. Cuando la altura de la camada es pequeña se suele regular el caudal a 10 ó 15 gals/pie 2 x min (gpm/ min). Cuando la

velocidad es alta y hay poca altura de camada, la eficiencia en la adsorción disminuye y se requiere de cambios más frecuentes del carbón activado. Con un buen diseño del recipiente la velocidad superficial debería variar entre 2 y 1 0 gals/ pie2 x min (gpm/ min), (Fig. No. 2-41 ).

6. 11.2. CANALIZACIÓN DE LA CAMADA DE CARBÓN La canalización de la camada - lo cual ocurre con frecuencia - impide que se produzca un buen contacto entre la solución y el carbón. La canalización se produce cuando la velocidad superficial es baja, lo cual ocurre cuando se bombea una cantidad de solución mucho más baja que la que se ha previsto en el diseño; en estos casos se puede usar un distribuidor del líquido en el tope del recipiente, colocado a la altura de la línea de entrada de la solución o por debajo de ella.

6. 11.3. ESCOGENCIA DEL TIPO DE CARBÓN También es importante la escogencia del tipo de carbón. Algunas empresas utilizan carbón de madera, pero esto ha ocasionado muchos problemas. El carbón de madera tiene una densidad bruta entre 15 y 17 libras por pie cúbico, razón por la cual flota en el agua. Cuando el carbón activado activado flota en el recipiente recipiente y se ubica por encima de la línea de entrada, deja de trabajar a los efectos de la purificación. También es muy suave y con frecuencia pulverizable. No es recomendable transportar el recipiente desde la planta previamente lleno con carbón de madera, porque el carbón se fractura durante el transporte. También se rompe cuando la amina está en servicio, especialmente con altas velocidades superficiales. El polvo de carbón se dispersa en la amina y genera problemas. Este polvo forma una mezcla con la apariencia de una grasa densa, lo cual dificulta las labores de cambio de la camada. Cuando se utilizan mallas en el recipiente el polvo y la grasa las taponan obligando a cambiar rápidamente el carbón. (Nota: Copiar  gráfico de página No. 172).

1. Algunas compañías han tratado tratado - sin éxito - de usar un carbón con una densidad bruta de 30 libras por pie cúbico y un tamaño de la malla de 8 a 30 agujeros por pulgada (8-30 mesh) cuadrada y una velocidad superficial de 10 a 15 gals/pie2 x min. Debido a la alta densidad y el tamaño pequeño de las partículas, este carbón activado se comporta mejor cuando la velocidad superficial está en el rango de 2 a 4 gals/pie2 x min (gpm/ pie2). 2. Debido a problemas de ruptura y a la dispersión del carbón en la solución se suele agregar un filtro mecánico a la planta colocado aguas abajo del filtro de carbón, para atrapar las partículas dispersas. En un buen diseño es mejor colocar el filtro mecánico aguas arriba del filtro de carbón, con el fin de remover eficientemente los contaminantes. Los problemas asociados con la ruptura, disolución y flotación del carbón se pueden resolver  de manera significativa usando carbón de alta densidad, gran tamaño y carbón mineral.

El carbón activado que tiene el mejor comportamiento para el diseño de recipientes es el de 5 a 7 mesh, con 30 Ibs/pie3, debido a que es más pesado que el agua, no flota. Gracias a la mayor densidad bruta, el recipiente recibe el doble de la cantidad que aceptaría con carbón activado hecho de madera. Con mayor densidad bruta y utilizando un material más duro, el tiempo de vida útil es mucho mayor, mientras que la caída de presión se mantiene más o menos igual. Ya que el carbón de madera produce mucho más polvo la diferencial de presión a través del recipiente aumentará más rápidamente con este producto. 6. 11.4. SISTEMA PURAMINA El sistema de purificación de carbón Puramina, de Costal Chemical Co., está diseñado con la línea de entrada al recipiente cerca del tope y la línea de salida cerca del fondo, para aumentar el tamaño de la camada. El recipiente tiene mallas que no permiten pérdida del carbón. Está diseñado para lavar la camada con agua limpia y remover el polvo después que el carbón haya sido cargado en el recipiente. Dependiendo de la operación y el diseño de la unidad, algunos recipientes contienen un distribuidor para prevenir la canalización a través de la camada. El diseño permite cargar y descargar la camada rápidamente. El sistema Puramina Puramina está diseñado para manejar manejar desde el 2% de la tasa de circulación circulación de la amina en sistemas grandes hasta una tasa total en sistemas pequeños. Usando un buen diseño de recipiente y carbón activado de buena calidad, el recipiente puede ser operado durante doce meses o más antes de que se necesite cambiarlo. No obstante, si el carbón nunca ha sido utilizado en el sistema de amina, pueden ocurrir los problemas mas frecuentes durante el lapso en que se limpia la amina. El carbón debe ser cambiado cuando la caída de presión alcanza el nivel estimado o cuando el color de la amina empieza a ponerse obscuro. Es siempre mejor  comprar un sistema de purificación de carbón sobre la base del comportamiento en lugar del precio inicial del producto. Una vida larga bajará el costo anual prorrateado, así como los cargos correspondientes a mano de obra y disposición de residuos.

6. 11.5. REGENERACIÓN DEL FILTRO La regeneración con vapor para remover los contaminantes de la camada normalmente no es muy costosa. Por lo general, el vapor no puede remover – del sistema poroso - los contaminantes pesados. Para remover los contaminantes pesados de la camada porosa, el vapor debe estar 50º F por encima del punto de burbujeo de los contaminantes y esta temperatura se debe mantener por  varias horas. Ya que la mayoría de las plantas solamente disponen de un sistema de vapor de baja presión el éxito probable en la regeneración, por lo general, es bajo. Debido a que los contaminantes normalmente se encuentran altamente concentrados en el tope de la camada, la inyección de vapor debe hacerse en contracorriente (hacia arriba) para evitar que los contaminantes continúen

envenenando el resto de Ia camada. Debe compararse el costo del uso de vapor con los beneficios que se obtengan para ver la factibilidad de usar este método con filtro de carbón activado.

6. 11.6. ¿ CÓMO CARGAR EL RECIPIENTE DE CARBON? La carga de carbón nuevo, activado, requiere de algunos cuidados para evitar problemas. En recipientes grandes la torre puede ser llenada más o menos hasta la mitad con agua de buena calidad. calidad. Entonces, se puede vaciar el carbón carbón lentamente. lentamente. A medida que el carbón carbón va entrando entrando al recipiente, el nivel de agua se debe mantener por encima del nivel del carbón. Cuando el trabajo se haya completado, el agua se debe sacar por el punto de entrada de la amina al recipiente con el fin de remover las partículas de carbón, luego se puede colocar agua limpia, llenando de nuevo la camada. Al final es conveniente lavar el sistema utilizando un detergente, durante 6 a 12 horas, dependiendo de la temperatura del agua, con el fin de remover el aire de las partículas de carbón. De no removerse el aire, antes de agregar la amina, aparecerán problemas operacionales. El aire que se remueve tardíamente puede formar bolsillos en la camada, causando canalización o caídas de presión elevadas, lo cual obliga a cambiar la camada rápidamente. En algunos casos la acumulación de aire detiene totalmente el flujo de la solución de amina a través del filtro. Después que se haya removido el aire, el agua de jabón se debe sacar por el tope del recipiente. Para ello se bombea agua continuamente hasta que el agua limpia salga por el tope del recipiente. El contraflujo en el carbón de madera es difícil, debido a que el producto flota en el agua. Luego el agua se puede drenar para colocar en el recipiente la solución de amina. Cuando se escribe el procedimiento para cambiar la camada y se sigue de manera rigurosa, muchos de los problemas desaparecen.

6.12. FILTRO MECÁNICO DEL SISTEMA DE AMINA También También se debe colocar en el sistema sistema un filtro filtro mecánico de carbón carbón para purificar purificar la solución solución de amina. En este caso el recipiente contiene un “canister” semiporoso de metal, lleno con carbón activado. Aguas arriba de este recipiente se debe colocar un filtro para remover los sólidos, de tal manera que el de carbón se utilice sólo para remover los contaminantes líquidos. Los “canisters” de carbón se reemplazan como los cartuchos. Ese método de purificación es ideal para pequeñas unidades de amina en localizaciones remotas donde la disposición del carbón sea un problema.

6. 13. ¿ CÓMO REDUCIR LOS COSTOS DE CORROSION ? La corrosión en las plantas de amina es un problema extremadamente costoso. Literalmente, la corrosión se come - a un costo enorme - La planta y los equipos. Los costos de corrosión Incluyen: el reemplazo de los equipos corroídos, paros no programados de la planta cambios drásticos de las operaciones, contaminación de la amina, perdidas de la amina debido a la corrosión, sobrediseño o corrosión permisible para prevenir los efectos de la corrosión. mantenimiento preventivo innecesario. el uso de metales más costosos de lo l o requerido.

Estos efectos no incluyen los aspectos de seguridad y los peligros para la salud que pudieran resultar de la corrosión no controlada. En el pasado, las plantas de amina se han venido operando de manera conservadora para minimizar los efectos de la corrosión, eso implica una penalización muy fuerte por el costo de la energía. energía. En muchos muchos casos, ni el desgaste desgaste por corrosión corrosión ni el uso de la energía energía fue medida medida ni contro controlad lada. a. Estos Estos diseño diseñoss ultrac ultracons onserv ervado adores res,, se han prese presenta ntado do hasta hasta en las planta plantass muy grandes debido a los peligros de la corrosión. Por ejemplo, se sabe de un diseño con dos unidades de DEA en una sola planta, para manejar una tasa de 4.000 gpm, que fue diseñada para recoger: 0.25 moles de gas ácido por mol de amina, un contenido de gas ácido en el gas residual de 0,01y una razón de reflujo de 4:1, usando una solución de DEA al 20%. El exceso de energía requerido para operar esta planta es enorme. Lo más interesante es que el regenerador fue diseñado con: una presión de fondo excesiva (25 Ipcm), la temperatura de la amina que dejaba el intercambiador amina rica/ amina pobre con 232º F, una línea única de acero al carbón desde el intercambiador hasta la entrada al regenerador y temperatura en la línea de vapor del regenerador a 248º F. En estas condiciones es muy difícil no tener corrosión severa en el sistema. A medida que los costos han ido aumentando, las compañías han ido diseñando y operando las plantas de amina con la tendencia a ahorrar energía, no obstante, algunas de las prácticas operacionales han acelerado las tasas de corrosión. Por ejemplo, hemos visto algunas plantas que han sido diseñada con un rango de recolección de gas ácido entre 88% y 93% y aún así se operan sin atención, a pesar de que la operación desatendida, con seguridad garantiza corrosión. Otra planta nueva de DEA ha sido diseñada con una recolección neta de gas ácido de 0,8 y una temperatura en el fondo del regenerador de 225º F y, algunas de estas plantas, han sido operadas sin atención. Las aminas de estas plantas n o tienen inhibidores .

Al sobrecargar la solución de amina rica con gas ácido o al regenerar de manera impropia utilizando una temperatura baja en el rehervidor se acelera la corrosión. Otra planta de mediano tamaño usando DEA, fue diseñada con un 50% por peso de concentración y, desafortunadamente, cuando la planta arrancó no había suficiente gas ácido para utilizar esa concentración. Cuando el caudal de gas aumenta también aumentará la severidad de corrosión. Debido a fallas en las pruebas de laboratorio para determinar la concentración de la amina, las plantas estuvieron operando con un 44% por peso de MEA o DEA sin inhibidores. La corrosión ha sido tan severa que las tasas de corrosión han sido medidas en pulgadas por años en lugar de mpy.

6.13.1. FALLAS POR CORROSIÓN Durante los últimos años, las roturas debido a corrosión por fatiga (“stress”) han empezado a ser  preocupante. Este tipo de corrosión es la más difícil de detectar. También es más peligrosa, porque puede permitir el escape de H2S e hidrocarburos. Las fallas de corrosión por fatiga, por lo general ocurren en los mismos sitios donde antes ha aparecido corrosión generalizada.

La corrosión por fractura (“crevice”), por lo general ocurre antes que la corrosión por fatiga. Se pensaba que las fallas de corrosión por fatiga ocurrían únicamente en las plantas de MEA,, sin embargo, pueden ocurrir con todos los solventes alcalinos. El relajamiento de la tensión en los recipientes y tuberías es muy beneficioso. Los cloruros en las aminas pueden ocasionar la corrosión por fatiga del acero inoxidable. Los cloruros también generan espuma y escama en los equipos. Normalmente entran con el gas, en el agua de reposición y en los neutralizantes que poseen un contenido alto de cloruros. Las sales que generan la corrosión por fatiga en el acero inoxidable, por lo general, llega con el agua de sustitución. El oxígeno presente en el gas de alimentación se debe a que la solución de amina ha estado expuesta al contacto con el aire en equipos abiertos, tales como: el tanque de abastecimiento y el tanque de almacenamiento externo para la solución, lo cual origina la oxidación parcial de la amina. El oxígeno puede reaccionar con el H2S presente en la solución y formar azufre libre, el cual genera corrosión severa. Al proteger el tanque de abastecimiento y el tanque de almacenamiento externo con un colchón de gas inerte o de gas dulce, se contribuye a minimizar estos efectos. Las sales térmicamente estables también pueden causar corrosión y espumaje. Una manera de neutralizar estas sales ha sido discutida previamente en este trabajo. El amoníaco, el cianuro de hidrógeno y el dióxido de azufre pueden entrar con el gas de alimentación; por lo general proceden de las camadas de catalizadores ubicadas aguas arriba. El amoní amoníac aco o tamb también ién se pued puede e form formar ar en el sist sistem ema a de amin amina a cuan cuando do ésta ésta se degr degrad ada a térmicamente. El amoníaco y el cianuro de hidrógeno pueden producir problemas serios de corrosión, especialmente en el condensador del tope. El dióxido de azufre en el agua y en la solución pueden formar ácido sulfuroso, el cual es corrosivo. Todos estos tres contaminantes pueden pueden mantenerse mantenerse alejados alejados de la solución usando un buen sistema de lavado con agua del gas de alimentación. Mantener una pequeña cantidad de amina en la sección del tope del regenerador ayudará a disminuir algunas formas de corrosión. Normalmente se necesita amina al 0,5% p/p en la sección del tope. Si la temperatura de reflujo, del tope del regenerador es demasiado fría, especialmente cuando el regenerador tiene bandejas lavadas con agua en la zona de rectificación, pudiera haber  insuficiente amina para servir como protector contra la corrosión. La cantidad de amina presente en el tope puede ser determinada normalmente usando el procedimiento de titulación en el reflujo. No obstante, si hay amoníaco presente en el tope, este método de detección no se puede utilizar. En ese caso se necesita un cromatógrafo para determinar el contenido de amina en el tope. Algunas compañías inyectan una pequeña cantidad de amina pobre o un buen inhibidor de corrosión en la sección del tope de la torre, para evitar la corrosión. La degradación térmica de las aminas causa serios problemas de corrosión. Ocurre cuando la solución de amina en el tope del regenerador es sobrecalentada, bien por una temperatura muy alta en el equipo de regeneración o por efectos de resbalamiento superficial en los tubos del rehervidor. Los calentadores a gas mal diseñados o los calentadores de aceite caliente, normalmente causan problemas de resbalamiento superficial y subsecuente corrosión. En los últimos años, muchos sistemas de aceite caliente usados para regenerar amina, han sido diseñados para llevar el aceite cali calien ente te del del rehe reherv rvid idor or de 450º 450º a 550º 550º F. En esto estoss sist sistem emas as las las asas asas de tubo tuboss de los los intercambiadores han sido cambiadas tres o cuatro veces al año. Los escapes por efectos de la corrosión también pueden causar otra serie de problemas cuando la amina entra en el aceite caliente o viceversa. Los costos para cambiar las asas de tubos de los intercambiadores, fuera de los paros de planta programados, han sido muy costosos . Algunos

sistemas de aceite caliente con una temperatura de entrada a 320º F, han estado en servicio por más de 30 años, sin necesidad de reparaciones. Si el equipo de regeneración de amina está mal diseñado u operado, puede aparecer corrosión severa en la unidad de amina. El contenido de gas ácido en la amina pobre, en algunos sistemas, varía entre 0,15 a 0,22 moles de gas ácido por mol de amina sin inhibidores. Por alguna razón, algunas unidades de amina son diseñadas con una presión en el fondo del regenerador de 25 Ipcm o mayore mayores, s, aún cuando cuando no dispon disponen en de unidad unidad recupera recuperador dora a de azufr azufre e ni de sistem sistemas as de tratamiento de los gases de cola. A pesar de que algunas unidades de amina con recuperadores de azufre operan con presiones muy altas, eso hace difícil la separación de los gases ácidos de la solución permitiendo que el gas residual de la solución tratada sea muy alto. Esto ocasiona corrosión severa en el rehervidor y en otros equipos por el lado de la amina pobre. Una planta nueva, con una tasa de circulación de 1.000 gpm, presentó una corrosión tan severa como resultado de este problema que el intercambiador de amina estaba lleno de huecos después de un mes. La corrosión era tan severa que el contenido de gas ácido en la amina rica y en la pobre, eran iguales. Medir el contenido de gas ácido en la solución, antes y después de los recipientes, ayuda a determinar las fallas por corrosión. La corrosión en el rehervidor también ocurre cuando el gas ácido no es separado en el regenerador. El control del gas ácido en la solución antes y después del rehervidor ayuda a determinar la cantidad de gas que se está removiendo en el regenerador. Al remover la cantidad deseada de gas ácido en el regenerador, se ayuda a prevenir la corrosión en el rehervidor.

Para la mayoría de las unidades de amina, una presión en el fondo del regenerador de 0 a 15 lpcm y una temperatura de 240º F a 260º F es suficiente para separar el gas ácido de la solución aún con una planta instalada que recupere el azufre de los gases de cola. Con la intención de ahorrar energía, algunos operadores bajan la temperatura del rehervidor a: 230-235º F, pero pero como como consecu consecuenci encia a de una amina amina mal despoj despojada ada–ap –apare arece ce corros corrosión ión,, especi especialm alment ente e cuando también se está removiendo CO2, (Fig. No. 2-42 y 2-43).  Algunos intercambiadores de amina (pobre/ rica), son diseñados con mayor eficiencia para que recuperen recuperen la mayor parte parte del calor de la amina pobre. pobre. Esto hace que aumente la temperatu temperatura ra de entrada al regenerador y que baje la cantidad de energía requerida para regenerar la solución. Cuando la amina rica que deja el intercambiador tiene una temperatura mayor de 205 – 210º F, se necesita acero inoxidable en los tubos del intercambiador, en el tercio superior de la carcasa del regenerador y en el haz de tubos del rehervidor.  Algunas veces es necesario subir la temperatura del fondo del regenerador, regenerador, con el fin de separar el gas ácido de la solución. Con esto, también aumenta la temperatura de la amina rica que sale del intercambiador, por lo cual se debe tener cuidado para evitar la corrosión. Cuando Cuando se está está removi removiend endo o H2S de la solució solución n de amina, amina, se deberí debería a utiliz utilizar ar un pequeñ pequeño o regenerador empacado a la salida del tanque de venteo, con el fin de inyectarle amina pobre en el tope de la columna y regenerar el gas liberado en el tanque, que normalmente se utiliza como gas combustible. Algunos sistemas se diseñan para inyectar la amina de reflujo en la corriente de amina pobre. Ya que el reflujo puede contener gas ácido y podría generar corrosión. Si el contenido de sólidos de la amina se hace muy alto, aparecen problemas de erosión en las áreas de alta turbulencia. Una buena filtración ayudará a eliminar la corrosión producida por los efectos de la erosión. (Nota: Copiar Diagramas de las páginas 182 y 183).

6.14. INHIBIDORES FORMULADOS Y MEJORADOS El uso de inhibidores formulados ahora mejorados en los sistemas de endulzamiento, ayuda a controlar exitosamente los problemas de corrosión. Hay p roductos que han sido descartados por la industria debido a que causan corrosión y formación de lodos en el sistema. También es normal que una planta deba ser cerrada para limpiarla con productos químicos y, otras veces, ha sido necesario usar inhibidores para desacidificar el gas natural, utilizando concentraciones más altas de lo normal tratando de ahorrar energía, lo cual ha conducido a una corrosión severa. Los inhibidor inhibidores es formul formulado adoss (Ej. (Ej. los que se usan usan en la MDEA+) MDEA+) pueden reducir reducir los costos costos significativamente, pero es importante trabajar con el suplidor que sepa cómo seleccionar el tipo adecuado y la dosificación necesaria pa ra utilizar el producto de manera apropiada. Los inhibidores patentados han sido usados exitosamente durante más de 30 años, aún con un 30 a 35% p/p de MEA, removiendo únicamente CO2 del sistema. No obstante, algunos inhibidores patentados han ocasionado problemas, por lo cual se requiere mantener un registro bien organizado durante su utilización. El pago de las patentes, sirve para garantizar la responsabilidad de cada una de las partes.  Actualmente la industria no tiene una base de datos sobre los problemas de la corrosión en las plantas de amina. Se han enviado cuestionarios a todos los usuarios de plantas de amina, para recoger la información existente, pero no es raro que no se reciba la respuesta requerida debido a que no existen registros sobre el comportamiento de las plantas. Un programa efectivo para controlar la corrosión puede ser una buena inversión. Debería hacerse ajustado a la respectiva planta con el fin de suministrar medidas exactas y apropiadas. La corrosión es un problema dinámico que puede ser acelerado por una serie de parámetros operacionales. Si no se determina a tiempo el problema, mediante mediciones precisas, se podría producir una corrosión muy costosa antes de que las correcciones sean realizadas. Un “monitoreo” efectivo del desgaste debería medir la tasa de corrosión y permitir la observación de los cambios rápidos en la corrosividad. Aún los cambios menores se pueden detectar cuando se llevan buenos registros. El registro continuo se puede hacer en tantos lugares como se desee y las medidas se pueden obtener en menos de un minuto a la vez. El mecanismo más viejo para medir la corrosión es una pequeña hoja de metal o cupón que se coloca en la corriente de amina a mina y se remueve periódicamente.  Al sacarla se limpia y se pesa para medir la pérdida de metal que se produjo durante el período de la prueba. El método del cupón es lento y podría ocasionar falsas interpretaciones de los datos, además, la persona que los aplica debe estar bien entrenada. En lugar de suministrar datos instantáneos sobre la corrosión, el método del cupón sólo entrega tasas promedio de la corrosión durante el período de prueba, por lo tanto, este método solamente debe ser utilizado como una guía relativa de la tasa de corrosión. La prueba de resistencia eléctrica, da una información más rápida y más exacta sin tener que remover el espécimen. Este método puede suministrar medidas continuas y puede detectar la corrosión en el momento que ocurre. El método le dará al operador la información requerida para hacer los cambios necesarios para disminuir la tasa de corrosión.

6.15. ¿CÓMO DISMINUIR LOS COSTOS ANALIZANDO LA SOLUCIÓN DE

AMINA?

 Alrededor de este tema se ha escrito mucho. Las pruebas de laboratorio han sido usadas de manera efectiva para disminuir los costos de energía, químicas y corrosión en las plantas de amina. El procedimiento de titulación para determinar la concentración de amina, por lo general es la única prueba que se corre en la mayoría de las plantas.

Ignorar los otros procedimientos analíticos le ha costado a la industria una gran cantidad de dinero durante los últimos cincuenta años. El contenido de gas ácido en una solución rica o pobre, es una variable muy importante y que, no obstante, raras veces es verificada. Cuando el contenido de gas ácido en la solución solución rica o pobre es muy pequeño, ello es un indicativo indicativo que se está malgastando malgastando energía. Demasiado gas ácido en la solución pobre o rica indica que está ocurriendo corrosión en el sistema. Gas ácido en exceso en la solución de amina indica que ésta es la fuente más agresiva de la corrosión en el sistema. El segundo gran indicador de corrosión fuerte en la unidad son los productos de degradación. Como se ha dicho previamente, las sales térmicamente estables son productos de degradación y pueden aumentar abruptamente las pérdidas de energía. Si no se mide cantidad de gas ácido ni se detectan los productos de la degradación en la amina, ¿cómo se pueden disminuir los costos de energía y los causados por la corrosión?

El espuma espumaje, je, los sólido sólidos, s, clorur cloruros, os, hidroc hidrocarb arburo uross y todos todos los otros otros contami contaminan nantes tes previamente mencionados son causa de muchos problemas operacionales. Las pérdidas de amina son mucho más altas cuando la solución se contamina. ¿ Cómo se podrían prevenir estos costosos costosos problemas problemas operaciona operacionales les o eliminarlos eliminarlos si los tipos y las cantidades cantidades de impurezas no se determinan de manera segura?. El contenido de gas ácido y las tasas de corrosión pueden ser determinadas de manera continua con los analizadore analizadoress previament previamente e mencionados mencionados.. La informació información n suplida suplida por estos analizadores analizadores y las pruebas de laboratorio pueden ser utilizadas para disminuir los costos de energía, químicas y costos de corrosión. Si estas herramientas son utilizadas con sabiduría, la inversión se puede  justificar fácilmente.

7. TIPO DE SOLVENTES  Actualmente existen no menos de 80 procesos patentados, cada uno de los cuales utiliza un tipo diferente de solvente. El análisis de todos los compuestos químicos que se utilizan para retirar los componentes ácidos del gas natural, se sale del alcance de este curso. No obstante, parece conveniente dar algunas características de compuestos que más comúnmente se utilizan y que servirán de base para entender el comportamiento de una pl anta MDEA+. Se escribirá escribirá a manera manera de recordatorio recordatorio las caracterí características sticas de tres de los solventes más comunes: MEA (Monoetanolamina), DEA (Dietanolamina) y MDEA (Metildietanolamina), tal como han sido presentados en la normativa de PDVSA (Ref. No. 8). Luego pasaremos a analizar los SOLVENTES FORMULADOS, representados en este caso como MDEA+, debido a que se trata de una solución que toma la Metildietanolamina como base, a la cual se le agregan inhibidores y anticorrosivos.

7.1. ALGUNOS SOLVENTES DE USO COMÚN  A manera de introducción, se discutirán en este capítulo capítulo algunas características de las aminas más comunes; ello servirá de soporte para entrar en l a discusión de los solventes formulados, dentro de los cuales, la MDEA es la que sirve de base en la preparación del Ucarsol, un producto comercial utilizado como solvente en la planta pl anta tomada como modelo. Es evidente que, en este nivel del texto, texto, ya el lector se habrá familiarizad familiarizado o de manera manera previa previa con las características de las diferentes patentes que actualmente existen en el mercado.

MEA (Monoetanolamina) La MEA, MEA, es la base base más más fuer fuerte te de las las dife difere rent ntes es amin aminas as y ha teni tenido do un uso uso difu difund ndid ido o especi especialm alment ente e en concen concentra tracio ciones nes bajas bajas de gas ácido. ácido. No es recome recomenda ndable ble cuando cuando están están presentes el COS y CS2. Por su bajo peso molecular tiene la mayor capacidad de transporte para

gases ácidos con base a peso o volumen, lo que significa menor tasa de circulación de amina para remover una determinada cantidad de gas ácido. La presión de vapor de la MEA es mayor que para las otras aminas a minas a la misma temperatura, lo cual puede producir mayores pérdidas por vaporización. Este problema se disminuye con un simple lavado de gas dulce con agua. 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 para la regeneración ha habido una tendencia hacia el uso de otros procesos. Para disminuir la corrosión, la concentración de la solución y la carga del gas ácido en la solución, deben mantenerse bajas. La carga debe ser lo suficientemente baja para que no se formen bicarbonatos y carbonatos. Dow Chemical tiene ahora un aditivo que supuestamente permite el uso de concentraciones más competitivas de MEA, sin peligro de corrosión. Con oxígeno, COS y CS2 se forman productos de degradación, los cuales deben ser removidos añadiendo un álcali e instalando un sistema de recuperación (recuperador o "reclaimer").

DEA (Dietanolamina) La DEA es mucho menos corrosiva que la MEA, pero la solución se vuelve muy viscosa en concentraciones altas. Una versión de cargas altas de este proceso está patentado por SNPA (Society National de Petroles d'Aquitaine) fuera de los EE.UU. La reacción de la DEA con COS y CS2 es más lenta que con la MEA y los productos de la reacción son distintos, lo cual causa menores pérdidas de amina al reaccionar con estos gases. Tiene una presión de vapor más baja por lo cual, las pérdidas de solución de amina por  evaporación son menores y funciona bien en absorbedores de baja presión. La DEA se degrada en igual forma que la MEA, pero los productos productos de degradación degradación tienden tienden a hervir a la misma temperatura, por lo cual es muy difícil separarlos por destilación, adicionalmente, por lo general no existe en la planta el sistema sistema de recuperación (reclaimer). (reclaimer). En años recientes, las plantas de DEA (dietanolamina) han sido construidas para operar con concentraciones de solución de 30 a 35% por peso. Durante años, debido a la corrosión, se usaba un máximo de 18% para MEA (monoetanolamina), y 25% p/p de DEA, sin embargo, se ha determinado ahora que la DEA no es corrosiva a niveles que exceden el 35%. La trietanolamina (TEA) no se recomienda debido a su baja capacidad para absorber CO2, su baja reactividad (debido a que es una amina terciaria) y su pobre estabilidad. Sin embargo, las aminas terciarias se usan cuando se requiere alta selectividad hacia el H2S. La DEA se usa para endulzar corrientes de gas natural que contengan un total de un 10% o más de gases ácidos (H2S más CO2) a presiones de operación de unos 500 Ipcm (34,5 bars) o mayores. Las corrientes de gas natural pueden ser tratadas para cumplir con las especificaciones de tuberías: tuberías: 4 ppm,v (1/4 de grano grano de H2S por 100 pcn) máximo máximo y 2% o menos de CO2. Los gases ácidos removidos del gas natural se produce a una presión y temperatura apropiada para servir  como alimentación directa a una unidad de recuperación de azufre tipo Claus o similar. Una unidad SNPA-DEA es similar a una unidad DEA convencional convencional en muchos muchos aspectos. Las diferencias principales son: uso de mayores concentraciones de DEA, optimización de condiciones operacionales para lograr cargas más altas que la convencional en la DEA rica, con el fin de mantener un nivel bajo de sólidos, productos corrosivos e hidrocarburos. La incorporación de estas

características da una operación estable, con un amplio margen de rendimiento, bajas tendencias a la formación de espuma, alta confiabilidad y menor tiempo entre paradas de plantas. Las unidades comerciales operan a presiones entre 600 y 1.100 (41,4 – 76 bars) tratando corrientes de gases crudos que contienen desde 11% hasta 35% de gases ácidos. La relación de CO2/ H2S varía desde 34 hasta 0,65 en estas unidades. No se requieren pasos de procesos intermedios entre la unidad SNPA-DEA y la unidad de recuperación de azufre, sin importar la composición y la naturaleza de los hidrocarburos de la corriente de gas natural.

MDEA (Metildietanolamina) (Metildietanolamina) La mayor ventaja que puede ofrecer la MDEA sobre otros procesos con amina, es su selectividad hacia el H2S en presencia de CO2. En estos casos la MDEA puede usarse con ventaja. Si el gas está a una presión suficientemente alta: 800 -1000 lpcm ó (55-68 bars.), bajo ciertas condiciones, puede obtenerse un gas tratado con 4 ppm,v (1/4 de grano de H2S/100 pcn) y al mismo tiempo, entre el 40 y el 60% del CO2 presente, puede fluir a través del contactor sin reaccionar con la solución. Cuando se está tratando gas con una alta relación C02/H2S, se puede usar MDEA para mejorar  la calidad de la corriente de gases de cola que van hacia la planta Claus con el fin de recuperar el azufre. La MDEA se usa en concentraciones del 30-50% por peso de amina.

7.2. SOLVENTES FORMULADOS (MDEA+) Después de más de cincuenta años de estar endulzando el gas natural, la industria todavía sigue escogiendo MEA o DEA cuando se trata de construir una planta de amina. Para unidades nuevas o viejas que utilicen MEA o DEA sin inhibidores y aún con la mayoría de los otros absorbentes, simplemente se incrementan los costos de energía y los que se ocasionan por  efect efectos os de la corros corrosión. ión. Las empres empresas as Coasta Coastall Chemic Chemical al y Union Union Carbid Carbide e conjunt conjuntame amente nte mercadean mercadean toda una familia de solventes solventes formulados formulados para el endulzamient endulzamiento o de gas natural. natural. Por, mas o menos, menos, cinco cinco años, años, estos estos solven solventes tes han sido sido utiliz utilizados ados exitos exitosame amente nte con ahorro ahorross considerables en energía, químicas y efectos sobre la corrosión. En el momento hay alrededor de 100 unidades trabajando. Al comparar con las unidades convencionales de MEA y DEA u otros tipos de solventes químicos, el ahorro típico cuando las plantas de endulzamiento se convierten a uno de estos solventes es de alrededor del 25% al 50%, debido al uso de tasas de circulación más bajas y menores cargas de calor en el rehervidor. El tiempo de pago promedio es de alrededor de 100 días. Se trata de un simple cambio de la solución vieja a uno de estos solventes. No hay que hacerle cambios a la planta y, por lo general, tampoco se requiere limpiar la unidad con químicas durante el paro de la planta. Cuando se especifica este tipo de solvente en instalaciones nuevas, se pueden utilizar equipos más pequeños, diseñadas específicamente para estos propósitos. La escogencia de solventes formulados tenderá a producir ahorros que oscilan entre el 25 y el 35% en la inversión inicial y entre el 25% y el 50% en energía, durante todo el tiempo de vida útil de la planta.

Con doce productos diferentes, en esta familia de solventes, existe una gran flexibilidad para llenar la mayoría de los requerimientos de la planta. La MEA, DEA y muchos otros absorbentes químicos, remueven simultáneamente la mayor parte del H2S y del C O2. Ya que el gas dulce, por lo general sólo debe satisfacer entre el 2 y el 3% del CO2, según se exige en las especificaciones de tuberías, la remoción de todo el CO2, implica pérdidas de energía en las unidades de a mina, por lo tanto, algunos de estos productos absorben selectivamente el H2S dejando el CO2, en el gas dulce.

Si existe en el complejo una planta recuperadora de azufre, la expulsión del CO2 hacia el gas tratado, implica un enriquecimiento de la corriente de H2S en esa unidad y una mejoría en la operación de la planta.  Algunos de estos sol ventes pueden remover casi todo el CO2, lo cual es un factor muy importante en el caso de plantas criogénicas, de amoníaco y otras unidades de procesamiento. Otros productos de esta familia de solventes pueden expulsar CO2 y dejarlo en el gas a venta, aún cuando se trate de remoción selectiva del CO2. También se pueden satisfacer las especificaciones del H2S a una presión muy baja del absorbedor o remover la cantidad requerida de mercaptanos. Estos solventes tienen una excelente estabilidad térmica y química con lo cual se elimina la necesidad del recuperador; tienen una muy baja tendencia a la formación de espuma y muy poca corrosividad con un 50% (+-5%) de concentración por peso. Comparados con otros solventes químicos, las tasas de corrosión de las aminas formuladas normalmente son mucho menores debido a que la temperatura de la amina rica y el contenido de gas ácido en la solución rica y pobre son por lo general mucho más bajos. Las pérdidas de solventes son reducidas debido a su más baja presión de vapor. También pueden proveer un aumento aumento de la habilidad para remover gas ácido- con las facilidades facilidades existentesexistentes- de alrededor del 70% o más en algunas unidades. Unión Carbide certifica que no hay cargos de ingeniería o pagos de patentes por el uso de sus solventes. En el fondo, la patente se paga al comprar el solvente, cuya composición se desconoce. La única información liberada es que los solventes de Unión Carbide (Ucarsol) son hechos con MDEA como base.

7.2.1. CONCENTRACIÓN DEL SOLVENTE Los solventes formulados MDEA+, operan dentro de un rango del 50% p/p (+-5%), lo cual compara favorablemente con la MEA (15-20% p/p) y la DEA (30% p/p), en las cuales no se puede increme incrementa ntarr más la concen concentra tración ción debido debido a la corros corrosivid ividad ad de la soluci solución. ón. Dispon Dispone e de una capacidad de retención substancialmente más alta, a pesar de que la MEA tiene un peso molecular  más bajo. Debido a esta característica los solventes formulados ofrecen mayor capacidad de procesamiento de gas natural, con menores caudales de solu ción y a un costo energético más bajo.  Al 50% p/p, la carga de equilibrio con el gas ácido es más baja que en las aminas convencionales, lo cual hace que se reduzca el potencial de corrosión en las áreas de la amina rica.  Adicionalmente, el calor de reacción más bajo de los solventes formulados (MDEA+) por lo cual se genera una temperatura menor en la solución rica, eso reduce más el potencial de corrosión. Operar por encima del 50% p/p, puede generar los siguientes problemas: Cambios de la viscosidad, Poca eficiencia en la absorción, Incremento de la captación de hidrocarburos, Transferencia de calor pobre y Mayores requerimientos de bombeo.

Operar con concentraciones más bajas, implica: La necesidad de tasas de solución más altas Y cargas caloríficas también más altas en el rehervidor.

En aplicaciones selectivas el rechazo hacia el CO2 disminuye, lo cual implica mayores tiempos de contacto en el absorbedor.

7.2.2. TEMPERATURA DE LA SOLUCIÓN POBRE La temperatura de la solución pobre que llega al absorbedor dependerá de la aplicación específica, pero debe mantenerse una diferencia de 10º F por encima de la temperatura de entrada del gas, especialmente cuando tiene más del 2% de etano e hidrocarburos pesados (C2+), con el fin de evitar la condensación de los hidrocarburos y la formación de espuma. En todo caso se debe mantener una temperatura de la solución pobre por debajo de 130º F. Por encima de esta temperatura disminuye la habilidad del solvente para absorber gases ácidos y el producto sale fuera de las especificaciones. Con aplicaciones selectivas la temperatura de la solución pobre debe mantenerse tan baja como sea posible para aumentar el rechazo del CO2, pero nunca por debajo de 80º F, porque empiezan aparecer problemas con la viscosidad. Debido a consideraciones del equilibrio líquido vapor, la remoción del H2S, aumenta mientras que disminuye la absorción del CO2, a medida que disminuye la temperatura del sistema. Esto permite trabajar con tasas de circulación más bajas.

Cuando Cuando se trate trate de remove removerr el CO2 CO2 con solven solventes tes formul formulados ados,, la temper temperatu atura ra debe debe mantenerse entre 100 y 130º F, dependiendo de la temperatura de la carga de gas. Por debajo de 100º F se afecta la absorción del CO2 de las aminas impedidas. Cuanto más alta sea la temperatura de la solución pobre, mayor será la tasa de circulación. Cuando se trabaje con hidrocarburos líquidos la temperatura de la solución pobre debería estar  entre 145 y 160º F, garantizando que los hidrocarburos no se vaporizarán a estas condiciones. A esta temperatura, la viscosidad del solvente disminuye con lo cual se separan mejor – en el absorbedor – los hidrocarburos y la amina y se disminuyen las pérdidas del de l solvente.

7.2.3. TASA DE CIRCULACIÓN Con estos solventes, (MDEA+) se debe efectuar una evaluación para usar tasas de circulación, con base en las condiciones de operación especificadas en el diseño. Cuando las condiciones de operación varían con respecto al diseño, se puede utilizar la siguiente fórmula para estimar el factor  multiplicador de la tasa de circulación especificada en el diseño original. (act.% H2S) (act%CO2) (act. MM pcdn) (dis.% p/ p solvente) F, (gpm) = ___________________________________________________  (dis.% H2S) (dis.% CO2) (dis. MM pcdn) (act% p/ p solvente) Si la diferencia entre las condiciones reales (act.) son muy grandes con respecto a las condiciones de diseño (dis.) se debe utilizar otro sistema de evaluación. Supongamos que tenemos una planta que ha sido diseñada para trabajar en determinadas condiciones y, para la cual, se desea conocer el galonaje que debería tener trabajando con parámetros diferentes de los originales. Calcule la tasa de circulación actual de la solución.  A los efectos de la aplicación de esta fórmula a las características de la planta típica, el sistema quedaría reducido a la siguiente expresión: Parámetros con los cuales se ha diseñado d iseñado y está trabajando la planta típica.

Caudal de gas tratado: 350 MM pcdn. (Según diseño) Caudal real de la planta: 400 MM pcdn Concentración de la solución: 50% p/ p (Según diseño) Contenido actual del H2S: 100,0 pp m,v Contenido del H2S en el gas: 60 ppm,v Galonaje de diseño: 684 gpm, en la planta. (%H2S act.) (%CO2 act.) (MM pcdn act.) (50,00) F, (gpm) = __________________________________________  (0,006)(4,6793)(350)(% (0,006)(4,6793)(350)(% solv. Act.) Al simplificar la expresión, la ecuación se reduce a: (%H2S act.)(%CO2 act.)(MM pcdn act.) F, (gpm) = (5.0883)__________________________________  ( %solvente. act.)

EJEMPLO  Calcule el galonaje requerido para manejar la planta con las siguientes condiciones: % H2S = 100 ppm,v % CO2 = 5,0 Q = 400 MM pcdn % Solv. = 48% p/ p (0,0100)(5,0)(400) F, (gpm) = (5,0883) ------------------------------------------------------- = 2,12 (48,0) GPM = (2,12) (684) = 1.450,16 gals/ min. Si el caudal se hubiera mantenido constante (350 MM pcdn) el galonaje hubiera aumentado en: GPM = (1,855)(684) = 1.268,88 gals/min.  A pesar de que esta información ha sido obtenida de los representantes directos del producto, conviene poner en práctica esta fórmula y verificar si en la realidad se ajusta a las condiciones reales de trabajos de las plantas p lantas en funcionamiento. Se desprende del análisis que es importante mantener la tasa de flujo de la solución tan cercana como sea posible a las condiciones de diseño. Por lo general la tendencia es a aumentar – innecesariamente – el caudal, con lo cual también se aumenta el consumo de energía, tanto en el rehervidor como en electricidad para las bombas. Además, un aumento de la tasa de flujo podría significar: Dificultades para satisfacer los requerimientos del diseño, Corrosión, Menor selectividad y Pérdidas de solvente. De la misma manera, si se disminuye el caudal del solvente por debajo de lo debido, también puede aparecer:

Cargas altas de gas ácido en la solución, Productos fuera de especificaciones y Corrosión. Para conservar el caudal de la solución en condiciones óptimas, se debe mantener una línea de referencia sobre la carga de gas ácido en la solución y el análisis permanente de la solución. Los ajustes se deben ir haciendo a medida que se estudie el proceso. Cuando se opera con solventes formulados, el caudal del solvente es una variable importante. Una buena alternativa para ajustarse a las condiciones deseadas es equipar el absorbedor con permitirá aumentar aumentar o disminuir disminuir los tiempos tiempos de múltiples entradas de la solución pobre, lo cual permitirá contacto para subir o bajar el tiempo de contacto gas/ líquido y ajustar la selectividad. Esta opción no es posible con MEA o DEA, porque ambas absorben CO2 y H2S por igual, cualquiera que sea el tiempo de contacto gas/ líquido.

7.2.4. CONDICIONES DE LA REGENERACIÓN Las necesidades energéticas de los solventes formulados (MDEA+) son mejores que en otras aminas, por esta razón el gas ácido se retira de la solución más fácilmente con los solventes formulados. La carga de gas ácido residual es considerablemente menor y la corrosividad más baja.

Tabla No. 2-8. Ventajas de los solventes formulados SOLVENTE MEA DEA MDEA+

CARGA CALORÍFICA lbs. vap./ gal sol. 1,5 1,0 0,7

GAS RESIDUAL mol / mol 0,050 a 0,100 0,030 0,005

La operación del regenerador y el rehervidor se pueden controlar y optimar fácilmente si se dispone de los valores de presión y temperatura del tope de la torre, gracias a que son un indicador de la cantidad de vapor que se está generando en el rehervidor. La fig. No. 2-40, esquematiza el comportamiento de la razón de reflujo con respecto a la presión y la temperatura del tope del regenerador, las cuales se miden aguas arriba del condensador de reflujo. La razón de reflujo: lbmol de agua/ lbmol de gas ácido, se refiere a los moles de agua que regresan al regenerador con respecto a los moles de gas ácido que salen del acumulador de reflujo. Para la regeneración de las aminas formuladas se recomiendan razones de reflujo de 0,65 a 1,25.  Al fijar las condiciones requeridas, se determina determina la carga de gas ácido ácido y se ajusta la carga calorífica calorífica para lograr la cantidad deseada de gas ácido en la solución pobre. Así se establece el valor de vapor/ caudal para la operación de la unidad.

EJEMPLO: Calcule el “galonaje” de reflujo para las condiciones de operación del regenerador en la planta modelo. Gas de cola: Q = 3.273.900,00 pcdn. Moles de gas ácido = n g = 8.623,92 lbmol /día = 5,99 lbmol/ min. R = L/D = 1,25; L = 1,25 * 6,0 = 7,5 lbmol/min. (Agua que regresa a la torre). (7,5)(18,016) L = -------------------- = 16,22 gpm.

8,33 Trabajando con una temperatura en el tope del regenerador T = 195º F, donde la razón de reflujo R = +- 1,25 (Fig. No. 2-38):

7.2.5 TEMPERATURA DEL REHERVIDOR La operación del rehervidor no debería implicar atención especial, excepto para suministrarle la cantidad de vapor que permita alcanzar la temperatura adecuada, tal como se discutió en el párrafo anterior. anterior. La temperatura temperatura del tope es muy sensible ante la carga de vapor, por lo cual no se debe usar como parámetro de control control de las operaciones operaciones del regenerador regenerador.. Típicamente, un solvente formulado, al 50% p/p, con el rehervidor operando a 12 lpc, hervirá a 252º F y es importante que la solución esté a esta temperatura para asegurar que sea regenerada. Para evitar la descomposición la temperatura bruta de la solución debe ser de 280º F y la temperatura en la superficie de los tubos no mayor de 320º F. Finalmente la transferencia de calor en el rehervidor debe estar por debajo de 7.000 BTU / hr.* pie2 .

7.2.6. PROCEDIMIENTOS DE CAMBIO DEL SOLVENTE Cuan Cuando do se ha esco escogi gido do el solv solven ente te es neces necesar ario io prep prepar arar ar la unid unidad ad para para el arra arranq nque ue.. El procedimiento correcto del arranque de la planta depende de cada caso específico. Por lo general se puede pensar en las siguientes situaciopnes: Uso del solvente en plantas originales. Plantas de amina que han estado paradas. Conversión – a solventes formulados – sin paro de planta.

USO DEL SOLVENTE EN PLANTAS ORIGINALES Se convierte en un procedimiento simple: 1. Cargue Cargue la planta planta con una solución solución cáusti cáustica ca al 2-3% p/p. Circul Circule e la soluci solución ón durante durante tres tres horas y drénela. Con este procedimiento se deben remover las partículas, químicas y residuos grasosos. Es importante hablar con el fabricante y asegurarse que todos los residuos de petróleo hayan sido removidos, para evitar problemas serios de formación de espuma. 2. Lavado Lavado con agua. agua. Se debe cargar cargar la planta planta con agua agua desminer desmineraliz alizada ada,, la cual cual se circul circula a durante dos horas y se drena posteriormente. Asegúrese que todos los residuos del lavado cáustico sean removidos. Esto se logra midiendo el pH. Es posible que se requiera hacer el lavado más de una vez. 3. Cargar Cargar el solvente. solvente. Si ha ha sido comprado comprado en en forma forma cocentrada, cocentrada, estime estime el volumen volumen poniendo poniendo partes iguales del solvente y de agua desmineralizada. Circule la solución durante 1 a 2 horas, mida la concentración y verifique los niveles de líquido en la unidad. Agregue agua o solvente, si fuere necesario, para mantener la solución en el 50% p/p y asegúrese de que los niveles de líquidos estén en sus niveles.

CAMBIO DE LA SOLUCIÓN EN PLANTAS DE AMINA EXISTENTES, CON UN PARO DE PLANTA. El cambio de una amina convencional a un solvente formulado es un poco más trabajoso. Se recomiendan los siguientes pasos:

1. 2. 3. 4. 5.

6. 7.

CIRCUL CIRCULACI ACIÓN ÓN Y REGENER REGENERACI ACIÓN. ÓN. Desvíe Desvíe el gas del absorb absorbedo edor. r. Circule Circule y regenere completamente la solución que va a ser cambiada. Sáquele todo el gas ácido. DRENA DRENAJE JE.. Drene Drene el solven solvente te,, utiliz utilizan ando do para para ello una empr empres esa a de reco recono noci cida da solvencia. Las acciones inherentes a la disposición del solvente deben ser hechas con extremada precaución. INSP NSPECCI ECCIÓN ÓN.. Inspe nspecc ccio ione ne los los recip ecipie ien ntes: tes: absor bsorbe bed dor, or, rege regene nera rado dorr, intercambiadores , rehervidor, tanque de abastecimiento y tanque de venteo para ver si hay signos de corrosión, escamas, sucio o taponamiento. CAMBIO CAMBIO DEL FILTRO. FILTRO. Cambie Cambie el filtro filtro mecánico mecánico y el el de carbón carbón.. LAVA LAVADO DO CO CON N ÁCID ÁCIDO. O. Si se ha enco encont ntra rado do,, esca escama ma y suci sucio o en cant cantid idad ades es apreciables, se debe lavar la unidad con una solución ácida al 2 – 3% p/p. Circule durante dos horas y drene la solución de la unidad. Un sistema alterno es el lavado con agua a alta presión (hydroblasting). LAVADO LAVADO CÁUSTIC CÁUSTICO. O. Se recomien recomienda da únicame únicamente nte despué despuéss de un lavado lavado con ácido ácido para neutralizar la solución. LAVADO CON AGUA. AGUA. Un lavado lavado con agua agua es siempre siempre recome recomendable ndable antes antes de cargar  cargar  un solvente formulado. Por lo general este es el único lavado que se recomienda antes de cambiar una solución convencional por una amina formulada. Siga el procedimiento de lavado con agua y carga del solvente que se ha explicado anteriormente.

CONVERSIÓN A UN SOLVENTE FORMULADO SIN PARAR LA PLANTA. Debido a la complejidad de las unidades integradas de gran tamaño, tales como refinerías, no siempre es posible parar completamente la planta para proceder a cambiar el solvente. En este caso, se recomienda el siguiente procedimiento. 1. Reduzca la concentración de amina y el nivel de los líquidos hasta donde le sea posible. 2. Bloquee el tanque de abastecimiento, los filtros, el tanque de venteo y los demás recipientes que pueda sacar de servicio. 3. Drene la solución de los recipientes bloqueados. 4. Reemplace los filtros mecánicos y de carbón. 5. Agregue solvente concentrado y agua hasta lograr la concentración deseada.

7.2.7. PROCE PROCEDIM DIMIEN IENTO TO DE ARRA ARRANQU NQUE E Y OPTIMA OPTIMACIÓ CIÓN N DE LA UNID UNIDAD AD CON CON AM AMINA INAS S FORMULADAS. Una vez que el sistema de amina esté preparado y se haya cargado la unidad puede comenzar con el arranque y optimación de la planta. En general el procedimiento es el mismo que se sigue en plantas de amina, no obstante existen algunas diferencias. 1. Empiece a circular la solución hasta lograr las temperaturas correctas. Al poner al máximo la carga de vapor del rehervidor rehervidor se garantiza garantiza una solución solución regenerada regenerada durante durante el procedimiento procedimiento de arranque. 2. De manera gradual vaya introduciendo el gas al sistema. Mantenga el caudal de la solución y las tasas de despojamiento por encima. 3. Gradualmente reduzca los caudales hasta que los niveles de H2S y CO2 se aproximen a las especificaciones. En este momento aumente la tasa de circulación en aproximadamente 2-10% como factor de seguridad. 4. Después de optimar la tasa de circulación, reduzca gradualmente la carga del rehervidor, hasta que se obtenga la temperatura óptima en el tope del regenerador. Al reducir la carga calórica del del rehervidor, podría ser necesario aumentar ligeramente la tasa de circulación para mantener el gas tratado dentro de los límites. Finalmente el objetivo es mantener un balance entre la tasa de circulación y la carga calorífica del rehervidor 

Después de cambiar el caudal de la solución o la carga del rehervidor, debe esperar algún tiempo para lograr la estabilización del sistema. 5. Es importante medir y grabar los datos y el balance de materiales alrededor del sistema, durante el proceso de arranque y optimación. Estos datos son útiles para localizar fallas y optimar  el sistema. Esto involucra grabar las condiciones del proceso, tal como se ilustra en la Fig. No. 2-3.

7.2.8 SEGUIMIENTO Y CONTROL DE LA SOLUCIÓN Para Para lograr lograr de manera manera consis consisten tente te los benefi beneficio cioss de los solvent solventes es formul formulado ados, s, operar operar sin problemas y bajar los costos, es necesario controlar la solución y hacerle el mantenimiento apropiado.  Al final del capítulo se presenta una tabla con los parámetros rutinarios que se deben medir en el solvente para mantener las condiciones apropiadas. Para garantizar las condiciones de la solución se deben medir los siguientes parámetros: Concentración del solvente. Cargas de gas ácido. Contaminantes en la solución. Tendencia a formar espuma.

7.2.9. CONCENTRACIÓN DEL SOLVENTE Este análisis es rápido y se hace con equipos sencillos. Se debe hacer diariamente. Para un dete determ rmin inad ado o jueg juego o de cond condic icio iones nes,, el caud caudal al del del solv solven ente te se debe debe ajus ajusta tarr al camb cambia iarr la concentración de amina.

7.2.10. CARGA DEL GAS ÁCIDO La carga de gas ácido en la amina pobre y rica, se expresa en moles de gas ácido por mol de amina (mol/mol ó m/m) y es importante porque suministra una visión del comportamiento de la solución en el absorbedor y en el regenerador. Una carga típica de un solvente formulado- en la zona pobre- es de 0,005 moles de gas ácido/ mol de solución. Una carga significativamente más alta en la amina pobre indica que hay problemas mecánicos, operacionales u operación impropia del regenerador. Si se trabaja el sistema a estas condiciones aparecerá corrosión en el rehervidor  o en el regenerador. Cuando la solución tiene un nivel de gas ácido por debajo de esta referencia, ello indica que se está consumiendo energía en exceso. La carga de la solución rica depende de muchos factores y también puede permitir formarse una idea idea de lo que que está está suce sucedi dien endo do en el sist sistem ema. a. Cuan Cuando do se model modela, a, en comp comput utad ador oras as,, las operaciones con solventes formulados, se puede llevar la carga de la amina rica, a sus condiciones óptimas. Los análisis de la solución rica permitirán conocer las condiciones de operación de la planta al comparar los parámetros reales con las condicio nes óptimas.

Si la amina rica tiene una carga de gas ácido muy baja, se puede reducir la carga del rehervidor  y, luego, la tasa de circulación de la amina. Pudiera también haber un problema en el absorbedor  que impida la absorción del gas ácido. Si la carga de gas ácido es demasiado alta, se debe incrementar la tasa de circulación de la solución, para evitar la corrosión causada por la separación del gas ácido de la solu ción rica, en los intercambiadores de calor. (Nota: Copiar gráficos de las páginas 202 y 203).

3 DISENO DE SISTEMAS DE ENDULZAMIENTO

1.

INTRODUCCIÓN

En el presente capítulo se discuten varios diseños típicos de plantas de desacidificación: MEA, DEA, MDEA+ y Esponja de Hierro. El objetivo principal es familiarizar al participante con la metodología de cálculo inherente a este tipo de plantas. La MEA es la más antigua de las etanolaminas, no es la más recomendada en estos momentos, pero debido a que ya está libre de pago de patentes se consigue publicada la info inform rmac ación ión nece necesa sari ria a para para real realiz izar ar los los cálc cálcul ulos, os, de tal tal mane manera ra que que resu resultlta a fáci fácill hace hacerl rle e seguimiento. Cuando un estudiante entiende a cabalidad la metodología, puede calcular otro tipo de plantas, una vez que disponga de las características y el comportamiento de las soluciones y /o endulzadores que se utilicen.

2. DISENO CONCEPTUAL DE UNA PLANTA DE MONOETANOLAMINA (MEA) Con el fin de facilitar la comprensión del diseño, se irán explicando los diferentes cálculos realizados; cada uno de los cuales se indicará entre paréntesis. Por ejemplo: el (3.3) nos dice que en esa sección aparece la composición de entrada a la planta (Ver pág. No. 214)

2.1. Condiciones de alimentación Observemos el estudio realizado. Se trabaja con 20 MM pcdn de gas natural de composición conocida, a 450 lpcm (464,7 lpca, 32,0 b.a.) y 115º F (46,4º C). El gas entra con 9,95% de CO2 y 30 ppm,v de H2S (3.3) y sale con 60 ppm,v de CO2 y 4ppm,v de H2S (3.9). Es evidente que tal pureza en el tratamiento del dióxido de carbono y específicamente trabajando con MEA no es lo más probable como hecho real, pero a medida que el lector vaya siguiendo los cálculos, sentirá la confia confianza nza necesa necesaria ria para para repeti repetirr el proced procedimi imient ento o con otras otras soluci solucione ones. s. Recome Recomenda ndamos mos no prestarle mucha atención a estos detalles. La Fig. No. 3-1, permitirá hacerle un seguimiento al diseño. Las característic características as del gas que llega a la planta (3.4), se pueden calcular calcular por los métodos convencionales, a partir de la fracción molar de la alimentación.

2.2. Gas ácido removido Por diferencia entre los moles de cada componente que llegan a la planta y la composición final deseada (Tablas Nos. 3-1 y 3-2; págs. Nos. 216 y 217), se puede obtener el volumen de gas ácido removido, un aspecto indispensable para conocer la cantidad de amina que se requiere. Se debe mantener presente que conociendo la carga molar de gas ácido que transporta la solución se puede calcular el peso de MEA requerido para el trabajo. De una manera sencilla, si usted conoce el volumen de gas que puede transportar cada galón de solución, ya preparada, podrá obtener directamente la tasa volumétrica sin mayores problemas. El flujo molar es un método más científico para hacer el mismo cálculo (3.6).

2.3. Gas tratado En el punto (3.9), se presenta la composición molar del gas tratado. Se puede decir que hasta aquí el problema ha sido definido, porque todo lo que sigue será una función directa de esta

primera decisión. En el momento en que usted vaya a escoger una determinada patente se convierte convierte en algo esencial la factibilidad factibilidad de lograr, lograr, dentro de niveles económicos económicos aceptables, aceptables, las condiciones requeridas en el gas tratado. Las características del gas, a la salida de la planta, se calculan por los métodos convencionales.(Nota)

2.4. Tasa de circulación de Monoetanolamina (3.11) Si se sabe que, con tres moles de MEA se puede recoger un mol de gas ácido, los moles de amina que se necesitan para retener el CO2 y el H2S se obtienen multiplicando por tres la tasa molar de gas ácido. Y a partir de aquí, se calcula la tasa másica con el peso molecular de la MEA (61,08). La cantidad de materia de la solución se calcula sabiendo que la amina participa con el 15% p/p. El 85% restante es agua. En ocasiones, se trabaja con fórmulas y tablas que han recibido, en el campo, la debida aprobación de los usuarios. Este es el caso de la Ecuación de Barton.

2.5. Dimensionamiento de la planta El dimensionamiento de la planta, se puede lograr con el uso de las figuras y tablas incluidas en la página No. 227 en adelante. El “galonaje” o tasa de circulación de la amina, se obtiene con la Tabla No. 3-3. El diámetro del absorbedor, se calcula a partir de la Ecuación de Barton, presentada en la Tabla No. 3-4, para la cual, el factor de corrección “C” se determina con la Tabla No. 3-5, o mediante el uso de la Fig. No. 3-3. El dimensionamiento del absorbedor, es factible utilizando la Fig. No. 3-4, en la cual el tamaño de la torre se calcula con el caudal de gas y la presión de trabajo. Otras partes principales del equipo, tales como: el diámetro del regenerador y el acumulador  de reflujo, se obtienen con la Tabla No. 3-6. Adicionalmente, con la Fig. No. 3-5, podrá formarse una idea sobre el diámetro de la torre de regeneración.

2.6. Calor generado y temperatura de descarga El lector podrá, ahora, regresar al cálculo de rutina para calcular la cantidad de calor que se genera por efectos de la reacción entre el gas ácido y la solución (punto 3.13), así como, la cantidad de calor que, a su vez, recoge el gas en su ascenso hacia el tope de la torre. Observe que, al calor total producido, se le resta el absorbido por el gas para obtener el calor  que, finalmente permanecerá en la solución. Eso nos llevará a la temperatura de salida de la solución por la parte inferior de la torre de absorción o contactor. La temperatura de descarga de la solución (3.14) se determina a partir del calor total absorbido por la solución (7.837.821,14 Btu/ hr.) y el calor específico de la solución (Cp). Esta es la parte más difícil para cerrar los cálculos del computador, debido a que, cada una de las tablas publicadas, ofrecen valores ligeramente diferentes del calor específico. La diferencial de temperatura obtenida por este método es de 30,82º F, con lo cual se sabe que la temperatura de la solución en el fondo de la torre es, aproximadamente, 176º F (Ver pág. No. 221).

2.7. Intercambiadores de calor  El cálculo del intercambiador de salida de la solución está limitado por la temperatura máxima a la cual se puede llevar la solución rica, a la entrada del regenerador. En este caso se ha escogido un valor de 190º F para evitar que, gracias al calentamiento de la solución, se liberen gases ácidos en el tubo antes de entrar a la torre de regeneració regeneración. n. Esto aceleraría aceleraría mucho la corrosión corrosión de este tramo de la tubería.

El calor que absorbe la solución rica, debe ser retirado de la amina que sale del regenerador, con lo cual la temperatura de la solución pobre desciende desde 242º F hasta 227º F. En un segundo intento se debe bajar hasta la condición de entrada al absorbedor: 145º F.

2.8. Carga calorífica del rehervidor  Se calcula aumentando la temperatura de la solución desde el p[unto de entrada a la torre (190º F), hasta el punto de ebullición de la solución en el rehervidor (242º F).

2.9. Composición de la solución Se parte de que la MEA retiene – durante el proceso de regeneración – 0,15 moles de dióxido de carbono por mol de amina, y que el sulfuro de hidrógeno se desprende totalmente en el regenerador. De esa manera, la composición que llega al absorbedor (amina pobre), estará formada por el agua y la MEA del cálculo inicial, más el 15% del CO2 retirado del gas (3.17). La composición de la solución rica, a la salida del absorbedor (3.18), estará formada por moles que llegan a la torre más el gas ácido absorbido. Por comparación podrá verificar el porcentaje molar de cada uno de los componentes a la entrada y salida del contactor. Disponiendo de la composición molar se pueden calcular las características de la solución (peso molecular, gravedad específica y densidad).

2.10. Composición del gas a la salida de la planta La composición del gas ácido, a la salida de la planta (gases de cola), es otro factor  importante. Está formado por el gas ácido retirado en la solución (considérese el 100% del CO2 retenido y el H2S) y el agua que transporta, la cual se puede obtener por el equilibrio molar de los fluidos que suben en la torre y los que llegan con la solución. El diagrama binario (CO2/H2O) presentado en la Fig. No. 3-2, permite conocer el %CO2, en una mezcla con agua a su punto de rocío. Se trabaja con 10 lpcm y 215º F. Recuerde que, a presión atmosférica, el agua tenderá a evaporarse a los 2 12º F.

2.11. Reflujo. Cantidad de agua al regenerador  La cantidad de agua que regresa al regenerador (reflujo) se supone igual al 60% molar del producto que sale por el tope, (de la Fig. No. 3-2). Con esa cantidad (3.18.1.), se puede calcular la carga de la bomba requerida para impulsar e l reflujo (0,2gpm).

2.12. Diámetro del absorbedor  Es factible calcular calcular el diámetro diámetro del absorbedor absorbedor a partir de la fórmula de Souders Souders y Brown, Brown, tomando entre el 60 y el 80% de la velocidad que se utilizaría en un separador. El volumen de gas en el absorbedor y a condiciones de operación, se calcula por los métodos convencionales: 7,649 pie3/seg. (3.21.1), y conjuntamente con la velocidad: 1.147 pies/ seg., se determina el área recomendada para mover la fase gaseosa dentro de la torre (6,6687 pie 2). El área para la caída libre de los líquidos, se iguala al 20% del área total. Por eso se recomienda una superficie seccional de: 8,3359 pie 2. A partir de esa área, se calcula el diámetro de la torre: 39,09”. Eso obliga a seleccionar un área comercial de 3,5 pies (42”). En la Fig. No. 3-4, se podrá ver que por el método gráfico, también se recomienda el uso de un absorbedor de 42” para trabajar con 20 MM pcdn y 500 lpca.

2.13. Diámetro del regenerador  El diámetro del regenerador se calculó con el volumen de gas (gas ácido más vapor de agua), suponiendo que ambos están a presión atmosférica y reservando el 20% del área de la torre para los bajantes. De esa manera se obtiene un diámetro de 10 pies en el regenerador.

3. DISENO DE UN SISTEMA DE MONOETANOLAMINA (MEA) 3.1. Planteamiento  A continuación se presenta un diseño de un sistema monoetanolamina y agua (MEA), en el cual se comparan de manera progresiva los resultados que se obtienen con el simulador y mediante cálculos manuales, apoyándose en la información de la literatura publicada.

3.2. CONDICIONES DE ENTRADA DEL GAS A LA PLANTA Presión:

450,2 lpcm 464,7 lpca (32,0 b.a) Temperatura: 115º F (46,4º C) Caudal del gas: 20 MM pcdn.

3.3 COMPOSICIÓN DEL GAS A LA ENTRADA DE LA PLANTA Componentes CO2 H2S N2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6 Total

Porcentaje Molar 9,9570 0,0030 0,0500 82,5890 4,4310 1,7700 0,3500 0,4400 0,1400 0,1000 0,1700 100,0000

Lb. mol/ hr. 218,6458 0,0659 1,0980 1.813,5723 97,3004 38,8674 7,6857 9,6620 3,0743 2,1959 3,7330 2.195,9006

Sumatoria de los hidrocarburos sin CO2 ni H2S = 90,0400% Punto de rocío del gas a la entrada del absorbedor: Presión: 464,7 lpca (3.204,0 Kpa) Temperatura: 19,4º F (-7,0o C) Se requiere el gas de salida con 60 ppm,v de CO 2 y 4 ppm,v de H 2S

3.4. CARACTERÍSTICAS DEL GAS QUE LLEGA A LA PLANTA Se calculan siguiendo los métodos convencionales. Volumen de gas: Qg. = 20 MM pcdn = 22.325,7 m3/ hr. (mchn) Peso molecular: M = 20,536 / 20,53861 Gravedad: g = 0,7091 Volumen Molar: Vn = 379,495 a condiciones normales Número de moles: n = 2.195,90 lb.mol / hora = 996,0605 Kg. Mol / hr. Presión seudocrítica: sPc = 683,306 lpca, corregida Temperatura seudocrítica: sTc = 371,626º R, corregida. Factor de corrección corrección por acidez: Fc = 12,140

Factor de compresibilidad: Z

= 0,9406

3.5. GAS ÁCIDO QUE VA A SER REMOVIDO Volumen de gas ácido removido: 1.990.840,0 pcdn Moles de gas ácido removido: 218,5843 lb.mol / hr. Presión parcial del CO2: (464,7) (0,09957) = 46,270 lpca, ó 2392,2 mm Hg Presión parcial del H2S: (464,7) (0,00003) = 0,0139 lpca, ó 0,72 mm de Hg. Presión parcial del gas ácido (H2S + CO2) = 46,2841 lpca Nota: Los resultados de los cálculos con el simulador podrían verse afectados cuando la presión parcial del gas ácido es mayor de 2.000,0 mm Hg. La presión parcial del gas de la alimentación y del gas tratado sirve de base para seleccionar  el proceso más recomendado (Ver págs. Nos. 216 y 278 a 281).

3.6. FLUJO MOLAR DEL GAS ÁCIDO Moles de gas en el sistema: (20 MM)/ (379,495*24) = 2.195,90 lb. mol /hr. Moles de CO2 en el sistema: sistema: (2.195,90)(0,09957) = 218,6458 218,6458 en el gas CO2 removido del gas: (2.195,9)(0,09957 – 0,000054) = 218,5272 lb. mol/hr. H2S removido del gas: (2.195,90)(30 –4)* 10 -6 = 0,0571 lb. mol/ hr. Gas ácido removido de la corriente: 218,5843 lb. mol/hr. Las Tablas Nos. 3-1 y 3-2, ofrecen un método sencillo para calcular los moles de cada componente a la entrada y salida de la planta. Por diferencia podrá encontrar los moles de gas ácido removidos del sistema.

3.7. GAS ÁCIDO REMOVIDO DE LA CORRIENTE Volumen de gas ácido removido de la corriente: Qg. = (20)(10 6)(1,0 – 0,900458) = 1.990.840,0

vs. = 1.990.839,0

1.990.840,0 lbs-mol ng = --------------------------------------- = 218,5843 ----------------------(24)(379,495) hr  También se puede calcular a partir de los moles removidos: Qg. = (218,5843 lb.mol/ hr)(379,495 pcn/lb.mol)(24 hr /día) = 1.990.839,5

Tabla No. 3-1. Condiciones de entrada y salida del gas a la planta. Componentes H2O H2S CO2 (H2S + CO2) N2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6

Entrada % molar  0,0000 0,0030 9,9570 9,9600 0,0500 82,5890 4,4310 1,7700 0,3500 0,4400 0,1400 0,1000 0,1700

Entrada Lb.mol/hr. 0,0000 0,0659 218,6458 218,7117 1,0980 1.813,5723 97,3004 38,8674 7,6857 9,6620 3,0743 2,1959 3,7330

Salida % molar  0,0000 0,0004 0,0060 0,0064 0,0555 91,7189 4,9208 1,9657 0,3887 0,4886 0,1555 0,1111 0,1888

Salida Lb.mol/hr. 0,0000 0,0088 0,1186 0,1274 1,0980 1.813,5723 97,3004 38,8674 7,6857 9,6620 3,0743 2,1959 3,7330

C7 C8 C9 C10 Total HCs Total

0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 90,0400 100,0000

0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1.977,1890 2.195,9007

0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 99,9936 100,0000

0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1.977,1890 1.977,3164

Gas ácido a retirar: CO2 = 99,9458% H2S = 86,6464% HCs salida 99,9936 Factor = ----------------------------------- = ------------------------------- =1,110546 HCs entrada 90,0400

Tabla No. 3-2. Condiciones de entrada y salida del gas a la planta. Componentes H2O H2S CO2 (H2S + CO2) N2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6 C7 C8 C9 C10 Total HCs Total

Entrada % molar  0,3459 0,0030 9,9226 9,9256 0,0498 82,3032 4,4157 1,7639 0,3488 0,4385 0,1395 0,0997 0,1694 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 89,7285 100,0000

Entrada Lb.mol/hr. 7,5956 0,0659 217,8904 217,9563 1,0936 1.807,2965 96,9644 38,7335 7,6593 9,6290 3,0633 2,1893 3,7199 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1.970,3488 2.195,9007

Salida % molar  0,3964 0,0004 0,0060 0,0064 0,0553 91,3552 4,9014 1,9579 0,3872 0,4867 0,1548 0,1107 0,1880 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 99,5972 100,0000

Gas ácido a retirar: CO2 = 99,9458 % H2S = 86,6464 % HCs salida 99,5972 Factor = --------------------------------- = --------------------------------- = 1,109984 HCs entrada 89,7285 vs. = 218,5843 lb.mol/hr (simulador), para el CO2 vs. = 9.619,325 lbs/hr, para el H2S Donde el subíndice “s” denota los resultados obtenidos con el simulador.

Salida Lb.mol/hr. 7,8421 0,0088 0,1186 0,1274 1,0936 1.807,2965 96,9644 38,7335 7,6593 9,6290 3,0633 2,1893 3,7199 0,0000 0,0000 0,0000 0,0000 1.970,3488 1.978,3183

3.8. GAS TRATADO QUE SALE DEL ABSORBEDOR Moles de gas que salen de la planta: ng =2.195,9007–218,5843=1.977,3164 lb.mol/hr. Caudal de gas que sale de la planta: Qg = 18.009.160,0 pcdn

3.9. COMPOSICIÓN DEL GAS TRATADO Componentes CO2 H2S N2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6 Total

Porcentaje Molar 0,0060 0,0004 0,0555 91,7189 4,9208 1,9657 0,3887 0,4886 0,1555 0,1111 0,1888 100,0000

lb.mol/hr. 0,1186 0,0088 1,0980 1.813,5723 97,3004 38,8674 7,6857 9,6620 3,0743 2,1959 3,7330 1.977,3164

En la Tabla No. 3-1, analizará mejor la razón de esta respuesta. Ejemplo para el metano (Ver pág. No. 216): (82,5890)(99,9936 / 90,0400) = 91,7189 3.10. CARACTERÍSTICAS DEL GAS TRATADO M y T P SPc STc Fc Qg ng Z

= 17,9413 = 0,61955 = 120º F = 49,2º C = 464,7 lpca, = 32 b.a = 665,213 lpca = 371,623º R, = 0,0502 = 18.009.160,0 pcdn = 20.103,36 mchn = 1.977,3164 lb.mol /hr, = 896,9107 Kg/hr  = 0,9424

(Peso molecular del gas tratado) (Gravedad específica del gas tratado) (Temperatura del gas a la salida del absorbedor) (Presión del absorbedor) (Presión seudocrítica, corregida) (Temperatura seudocrítica corregida) (Factor de corrección por acidez) (Caudal del gas tratado, a la salida de la planta) (Moles de gas tratado) (Factor de compresibilidad)

3.11. TASA DE CIRCULACIÓN DE LA MONOETANOLAMINA Tasa másica de solución de MEA: w, (MEA): (218,5843)(3,0)(61,08) / 0,15 = 267.023,31 lbs/hr. (Tasa másica de MEA) q,sol: (267.023,31)/(62,3439)(3.600) = 1,1886 pie3/seg. (Tasa volumétrica de la solución MEAagua). Densidad de la solución: 62,3439 lbs/ pie3 Tasa de circulación de solución MEA-agua: 533,48 gpm 1 pie3 = 7,480520 gals donde: 218,5843 lb-mol/hr; es la cantidad de gas ácido retirado del gas 61,08 lbs-lb-mol; es el peso molecular de la MEA 3,00 moles de MEA pura requerido para absorber un mol de gas ácido 0,15 porcentaje por peso de amina en la solución acuosa.

3.12. UTILIZANDO LA ECUACIÓN DE BARTON Haciendo el cálculo detallado, el uso de estas ecuaciones para calcular la tasa volumétrica de solución en la planta, pareciera no tener sentido, pero, en ocasiones, conviene comprobar la respuesta con los métodos ya probados. gpm = (Fa)(Q)(y) / Z(MEA) = (41)(20)(0,0996) / (0,15) = 544,48 gpm Temperatura promedio en el sistema: (115+120) / 2 = 117,5º F Calor específico del gas dulce (Cp) a 117,5º F: Cp = 9,924 Btu / (lb.mol*o F) = 0,5158 Btu /lb*o F Con Mg. = (20,538 + 17,944) / 2 = 19,2414; Cp = 0,5112 Btu / lb*o F

3.13. CANTIDAD DE CALOR TOMADO POR EL GAS Parte del calor que se genera por la reacción exotérmica de la amina, es tomado por el gas, de allí la razón por la cual la mezcla se calienta al salir por el tope. Q = w * Cp * (T2-T1) = (1.977,3163)(9,924)(120-115) = 98.114,43 Btu/hr  vs = 98.118,71, obtenido con el simulador. si mulador. Calor de la reacción: La cantidad de calor que se genera cuando la MEA absorbe el gas ácido se puede calcular  conociendo el calor de reacción de cada componente absorbido y el número de moles de gas ácido que se retiran del sistema. Calor de reacción del CO2 = 825 Btu/lb Calor de reacción del H2S = 820 Btu/lb. Qr (CO2) = (218,5272)(44,01)(825) = 7.934.340,21 Btu/hr  Qr (H2S) = (0,0571)(34,08)(820) = 1.595,69 Btu/hr  El calor remanente en la amina es igual al calor que se genera menos el que absorbe el gas natural que sale por el tope. Qr = 7.935.935,90 Btu/hr  -Q = 98.118,47 Btu/hr  ------------------------------Qt = 7.837.821,47 Btu/hr

vs. = 7.837.815,00 Btu/hr, del simulador 

3.14. TEMPERATURA Temperatura de la solución pobre o limpia = 145º F = 63,1º C. Este valor lo selecciona el diseñador, teniendo cuidado en que esté, como mínimo, 10º F por  encima de la temperatura a la cual entra el gas. Calor absorbido por la solución = Calor de la reacción Incremento de temperatura en la solución: m = (218,5843)(3,0)(61,08) / 0,15 = 267.023,31 lbs/hr. Cp = 0,956 (Fig. No.3-6, de la pág. No. 235). Cp = 0,9406 del simulador. Q = 7.935.935,9 Btu/hr.; Btu/hr.; Q = m x Cp (T2-T1) (T2-T1) T2-T1 = (7.837.821,47) /(267.023,31)(0,9524) = 30,82º F Temperatura de descarga de la solución: 145 + 30,82 = 175,82º F Del simulador se obtiene Tf = 176,1º F  Ahora, se puede mejorar con con parámetros reales. De donde: Temperatura promedio: (145+175,82) / 2 = 160,41º F Cp = 0,9524 Btu/lb x o F. Q = m x Cp x (T2-T1) (T2-T1) = (267.023,31)(0,9524)(175,82-145,0) (267.023,31)(0,9524)(175,82-145,0) = 7.935.781,27

vs. = 7.935.934,0 Es evidente que, de esta manera se aproxima mejor a los valores obtenidos con el simulador.

3.15. INTERCAMBIADOR AMINA – AMINA Solución rica: Tomada a 190º F (88º C) Presión del rehervidor, no debe exceder las 25 lpcm Temperatura del rehervidor: 242º F (117º C) La temperatura de la solución en el rehervidor, corresponde al punto de burbujeo de la mezcla a la presión de trabajo del rehervidor. De allí la importancia de tener el diagrama de fases del producto con el cual se trabaje.

INTERCAMBIADOR: Solución rica: 175 ----------------x ----------------x 190º F Carga calorífica: 3.861.157,06 Btu/hr. Solución pobre o limpia: 227 x----------------x----------------- 242º F Tp = (175+190)/2 = 182,5º F Cp = 0,964 (Fig. No. 3-6, de la página 235) Q = (267.023,31)(0,964)(190-175) (267.023,31)(0,964)(190-175) = 3.861.157,06 Btu/hr. (Con el simulador) = 3.862.673,00 Btu/hr.

3.16. CARGA CALORÍFICA DEL REHERVIDOR Presión = 10 lpcm. Incremento de Temperatura de la solución en el rehervidor: 190º F ---------------------x ---------------------x 242º F. Temperatura promedio: 216º F Cp = 0,982 (Fig. No. 3-6, pág. No. 235) Q = (267.023,31)(0,982)(242-190) = 13.635.278,50 Btu/hr. (Con el simulador) Q = 13.898.148,00 Btu/hr. 3.17. COMPOSICIÓN DE LA SOLUCIÓN QUE LLEGA AL ABSORBERDOR La composición de la solución pobre, que llega al absorbedor, está formada por los siguientes componentes: 1) Moles de amina requeridos para hacer el trabajo. 2) Cantidad de agua requerida para hacer la solución (85% p/p). 3) Moles de CO2 que retiene retiene la solución solución después después de regenerada regenerada.. Este aspecto aspecto cobra especial importancia en el diseño porque, a mayor retención menor será la eficiencia de la planta. Los moles moles de CO2 que que retiene retiene la solución solución de MEA MEA es: 0,15 lb. mol mol de CO2/lb CO2/lb.. mol de MEA. MEA. n(CO2) = (0,15)(218,5843 x 3,0) = 98,3629

Composición: lb-mol/hr. H2O (0,85)(267.023,31) / (18,015) = 12.598,9350 MEA (218,5843)(3,0) = 655,7529 CO2 (218,5843)(3,0)(0,15) = 98,3629 TOTAL: 13.353,0508

Xi 0,943525 0,049109 0,007366 1,000000

Al conocer la composición molar de la solución tratada, se pueden calcular las características de la mezcla que llega al absorbedor: Peso molecular: 20,3236 Gravedad específica: 0,9991

Densidad: 62,3439 lbs/pi 3 = 8,3342 lbs/gal

3.18. SOLUCION QUE SALE DEL ABSORBEDOR Y ENTRA AL

REGENERADOR

Siguiendo el mismo procedimiento anteriormente descrito, se puede calcular la composición de la solución rica. A los moles de cada componente que llegan al absorbedor, agréguele los moles de gas ácido retirados del gas.

Componentes: H2O MEA CO2 H2S Total

lb.mol/hr 12.598,9350 655,7529 316,8901 0,0571 13.571,6351

Xi 0,928329 0,048318 0,023349 0,000004 1,000000

El CO2 que contiene la solución es igual al que mantiene al salir del regenerador más el que retira del gas ácido: CO2 = (98,3629) + (218,5272) = 316,8901

3.18.1. Características de la solución que deja la torre de absorción Y, lógicamente, después de obtener la composición molar de la solución rica podrá calcular  las características de la mezcla. Peso molecular: 20,7028 Gravedad específica: 0,9915 Densidad: 61,8683 lbs/pie3 = 8,2706 lbs/gal El valor aproximado de la fracción molar del CO2 en el tope de la torre de regeneración, se puede calcular dividiendo los moles de CO2 que dejan la torre entre la sumatoria de los moles que salen más los que llegan con la solución solución rica. Esto es importante importante porque porque la composición composición del tope está prácticamente integrada por el dióxido de carbono más vapor de agua: Y(CO2) = 218,5272 / (316,8901 + 218,5272) = 0,408 Valor del simulador: = 0,4 Este valor también se puede obtener a partir de la Fig. No.3-2 de la pág. No. 231. Moles de vapor que dejan la torre: 218,5272 / 0,4 = 546,3178 lb.mol/hr. Moles de agua que se vaporizan: (546,3178)(0,6) = 327,7907 lb.mol/hr. vs. 327,8764 lb.mol/hr. Qw = 0,1966 gpm Y de esa manera se ha calculado la carga de agua que debe regresar a la torre para mantener el reflujo.

3.18.2. Calor de vaporización del agua El agua que sale por el tope de la torre, debe ser condensada. Qv = (327,7907)(970,18)(18,05) = 5.729.057,9 Btu/hr. vs = 5.724.736,00 Btu/hr. Siguiendo la lógica del problema, el ingeniero se encargará de completar los cálculos.

3.18.3 Carga calorífica calorífica del rehervidor  Qreh = 27.558.882,0 Btu/hr = 6,944.823,0 Kcal/hr.

3.19. CAPACIDAD DE LA BOMBA DE MEA

DP = 440 lpc. Densidad de la solución limpia: 7,916 lbs/gal (Simulador). Volumen de solución 549,6225 gpm a temperatura de succión. Cabezal: 1.069,988 pies, ó 326,3462 mts. Caballaje hidráulico: 141,0 HP. Caballaje de la bomba 235,0 HP = 175,31 KW.

3.20. RECONCENTRADOR Temperatura 269º F, ó 132º C 

(20 x 106)(14,7)(0,9406)(577,5) 106)(14,7)(0,9406)(577,5) Qco = ---------------------------------------------------------------------------- = 7,649 pie3 / seg. (520)(464,7)(86.400)

3.21. CÁLCULO DEL DIÁMETRO DEL ABSORBEDOR El diámetro del absorbedor, se calcula siguiendo las recomendaciones de la GPSA. Se utiliza la ecuación de Souders y Brown, que aplica para el diseño de separadores usando el 60% del valor  obtenido para la velocidad.

3.21.1 Volumen del gas a condiciones de operación Velocidad del gas (GPSA-87, Fig. No.7-9, página 7-7)

Con los gráficos comerciales disponibles para calcular dichos diámetros, se puede verificar la respuesta (Ver página No. 233)

3.21.2. Cálculo del diámetro del absorbedor con la Ecuación de Barton  A = (B x Q / C)(y C)(y x T / K x P) 1/2 (Ver Tabla No.3-4, página No. 228)  A = Área de la sección transversal transversal del absorbedor. B = Factor de espaciamiento entre los platos, para 24” = 0,82 C = Factor de corrección de Barton, para P entre 400 y 1000 lpca C = 1,65 g = Gravedad específica del Gas. T = Temperatura, 0R K = Gravedad específica del líquido. P = Presión, lpca.  A = ((0,82)(20) / (1,65)) ((0,665)(575) ((0,665)(575) / (1,0)(464,7)) (1,0)(464,7)) D = (4 x A / 3,1416) 2 = 3,38 pies = 40,66” Un absorbedor de 42” parece confiable.

1/2

= 9,016 pie2

Nota: La velocidad del líquido en los canales de descenso del absorbedor es un factor de cuidado. En este diseño se asigna un 20% del área total para la circulación de la solución de amina. 3.22. CÁLCULO DEL DIÁMETRO DEL REGENERADOR Gas ácido en el regenerador: Moles de CO2: n CO2 = 218,5272 lb.mol/hr  Moles de H2S: n H2S = 0,0571 lb.mol/hr  Moles de gas ácido: n ga = 218,5843 lb.mol/hr  Caudal del gas ácido en el tope del regenerador:

qga = (218,5843)(379,495) / 3.600,0 = 23,0420 pie 3/seg Moles de agua que se vaporizan: nw = 327,8000 lb.mol/hr  Caudal de agua en estado de vapor: qw = (327,8)(379,495) / 3.600,00 = 34,5550 pie3/seg. Caudal total en estado gaseoso: Vgt = 57,5970 pie3/seg. El cálculo del área del regenerador se puede obtener 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 los bajantes. Así como garantizar entre el 10% y el 20% del área total. Con este procedimiento el diámetro del regenerador obtenido se ajusta bien a la disponibilidad del mercado.  Área disponible para el vapor: Av: = 57,597 / 1,0 = 57,597 57,597 pie2.  Área disponible para el líquido: ql = 544,48 gpm = 1 ,213 pie3/seg  Al = 1,213 / 0,25 = 4,852. (Nota.)

El área disponible para el líquido, calculado, resultó muy pequeña, por lo tanto, se debe reservar  el 20% del área total. Así el área total se calcula con base al área disponible para el vapor:  At = 57,597 / 0,8 = 71,9963 pie2 ; D = 9,574 9,574 pies, ó 114,890 pulg. Se debería trabajar con una torre de D = 10,00 pies, ó 120,00 pulg. Obsérvese la figura que presenta el dimensionamiento de los sistemas de amina y calcule el diámetro del regenerador, con la tasa de circulación de la solución en e l sistema.

4. DISENO DEL PROCESO DEA (Ref. Normativas de endulzamiento endulzamien to de PDVSA). 4.1. Variables Primarias. No hay una solución simple, única, correcta en el diseño de una unidad para endulzamiento con aminas. Las principales variables a considerar son: Concentración de la solución y Carga del gas ácido. Debido a que los datos sobre la presión parcial de equilibrio disponible están limitados a dos concentraciones de solución (20 y 35% peso) nuestra variable principal será la carga de gas ácido. Solamente en los diseños que involucren concentraciones de gas ácido de entrada muy altas se utilizará una solución al 20%. La carga de gas ácido debe mantenerse en el margen de 0,35 a 0,65 moles de gas ácido por mol de DEA.

4.2. Tasa de circulación Las especificaciones del gas tratado normalmente requieren que las concentraciones de H2S estén por debajo de 0,25 granos por 100 pcn (4 ppm,v). Generalmente las concentraciones de CO2 se especifican solamente en relación a su efecto sobre el poder calorífico del gas. En los cálculos de balance de materiales y calor para el diseño, se supone que esencialmente se remueve todo el gas ácido.

4.3. MÉTODO DE CÁLCULO Siguiendo la normativa, de la cual procede esta información, esta vez se explicará el procedimiento, mediante el cual, el lector podría diseñar una planta de DEA. Es obvio que el aprendizaje que se debe haber capitalizado con los cálculos inherentes a la planta MEA, permitirá entender – con mayor claridad – estos conceptos. Analice y siga el procedimiento de cálculo que a continuación se explica: • • •

Con la composición del gas de entrada, calcular el flujo de H2S y CO2 en moles/hr. Seleccionar una concentración de solución y suponer una carga de gas ácido. Calcular la tasa de circulación y la temperatura de salida de la solución, suponiendo que todo el calor de reacción es absorbido por el líquido. El procedimiento de diseño anexo, sección 5.3, detalla los cálculos requeridos.

 A continuación, calcular la temperatura de equilib rio a la cual el CO2 y el H2S se separan de la solución en el contactor. Las presiones parciales de equilibrio paras los gases ácidos se leen en las gráficas en la sección 15 de la Ref. No. 6, (Data Book-82, pág. 15-38 ó GPSA-87, Capítulo 21) para dos temperaturas conocidas. La solución 2,0N DEA mencionada en las gráficas es equivalente a 2,0 moles de DEA por mol de gas ácido que se debe retirar y 3,5N equivale a 3,5 moles de DEA por cada mol de gas ácido. Luego, se calculan las contribuciones reales de presión parcial de los constituyentes del gas ácido. Con estos datos, se interpola logarítmicamente para obtener la temperatura de equilibrio.

Si las temperaturas de equilibrio para H2S y CO2 están por encima de la calculada para la salida de la solución, no ocurrirá separación del gas ácido y el diseño funcionará, quiere decir que habrá un gradiente de concentración favorable en el fondo de los absorbedores. Si las temperaturas de equilibrio están bastante por encima de la temperatura de salida, se debe ensayar una carga más alta de gas ácido. Si la temperatura de salida de la solución está por encima de la temperatura de equilibrio para H 2S o para CO2, recalcular usando una carga o concentración de la solución menor. Cuando se haya determinado una circulación satisfactoria, puede hacerse un balance calórico pa ra el despojador.

4.4. Balance de calor  El balance calórico alrededor del despojador puede expresarse así: HRA + QR = H AG +QC + HLA donde: HRA QR H AG QC HLA

= Calor que entra con la corriente de amina rica. = Calor añadido en el rehervidor. = Calor que sale con el gas ácido. = Calor extraído en el condensador. condensador. = Calor que sale con la corriente de amina pobre.

Suponer una relación de reflujo de 2 moles de H2O por mol de gas ácido (GA o AG) y calcular  el calor del condensador. El calor del condensador es la suma del calor requerido para condensar  el reflujo más el calor requerido para enfriar el gas ácido y su agua de saturación. Escoger la temperatura de salida del condensador 40º C (generalmente alrededor de 120º F) y suponer una presión de operación del tambor de reflujo basada en requerimientos para la disposición del gas ácido. Esta presión debe ser tan baja como sea posible.

El agua perdida como agua de saturación con el gas ácido se puede calcular de la siguiente manera: W AG = (moles AG / hr)(18)(PP H2O) / (14,7+P C-PPH2O), (lb / hr) donde: PPH2O = Presión parcial del agua a la temperatu temperatura ra de salida del condensador condensador según las tablas de vapor, lpcm. PC = Presión del tanque de reflujo, lpcm. l pcm. El agua perdida con el gas ácido deberá ser agregada al sistema para mantener la concentración deseada de la solución. El agua de reposición debe ser de buena calidad tal como la que se utiliza en la alimentación de calderas (condensada ó desmineralizada), a fin de evitar  formación de costras en el rehervidor.

El agua requerida para el reflujo se calcula con la siguiente fórmula: WR = (moles de AG / hr)(2 moles de H2O / mol de AG)(18),(lb / hr)

El calor requerido para condensar esta agua QC1, Btu/hr) es: QC1 = (WR)(q lv), (Btu / hr)

donde:

QC1 = Calor necesario para condensar el agua, en Btu / hr  Q lv = Calor de vaporización del agua a la presión del tanque de reflujo, Btu/lb. W R = Tasa másica de agua en el reflujo, lbs/hr.

El calor requerido (en Btu/hr) para enfriar el gas ácido que se va a eliminar es:

Q = ((mol CO2 / hr)(44) + (mol H2S / hr)(34)) x ((0,25 ((0,25 Btu / lb o F)) (T S-TC) donde: TS = Temperatura de la corriente saturada que entra al condensador, o F. TC = Temperatura de salida del condensador, o F.

La carga térmica total del condensador: Q C = Q C1+ Q C2 (Btu/hr) HRA, HLA y H AG se calculan como un solo término y es el calor requerido para elevar la temperatura del fondo de la torre más el calor requerido para disociar el gas ácido de la solución (lo cual es igual al calor de absorción para el contactor). (HLA - HRA + H AG) = (GPH)(p)(C P)(TB – TF) + Q A donde: GPH = Tasa de circulación de la solución, gal/hr  CP = Calor específico, Btu/lb o F p = Densidad de la solución, lb/gal TB = Temperatura de la solución a la salida de la torre, o F TF = Temperatura de la alimentación, o F Q A = Calor de absorción, Btu/hr.

El calor del rehervidor (QR, Btu/hr) se puede calcular ahora. QR = QC + (HLA-HRA+H AG), (Btu/hr.) Es posible hacer una verificación rápida de esta energía, suponiendo que el rehervidor debe evaporar aproximadamente una libra de vapor por galón de solución.

Ahora se puede calcular la carga térmica del intercambiador de amina pobre/rica. Para eso se calcula el calor requerido para calentar la alimentación del despojador o amina rica desde la temperatura del fondo del contactor hasta la temperatura de la alimentación al despojador, donde la solución entra aproximadamente a 210º F (99º C).

La carga térmica para enfriar la solución pobre o regenerada se calcula con la temperatura de la solución a la salida del regenerador, donde está aproximadamente a 250º F ó 121º C. Luego se puede calcular el enfriador de la solución de amina. Este intercambiador debe enfriar la solución pobre que sale del intercambiador amina pobre/ rica, hasta una temperatura 6º C (10º F), por encima de la temperatura del gas de entrada a la torre de absorción. 4.5. Hoja de cálculo para el procedimiento de diseño DEA CONDICIONES DEL GAS DE ENTRADA: Q = ___________________________ MM pcnd 

MIG = ___________________________ mol/hr gas total a la entrada T 1 = ________________ º F; P = _______________________ lpca

Calcular la presión parcial y moles por hora de dióxido de carbono (CO2) %Mol CO2 = ____________ , MCO2 = _______________ mol/hr.

PP CO2 = ( __________ lpca) l pca) ( ______________ %mol CO2) (P) (100) PP CO2 = ________________ lpca

Calcular la presión parcial y moles/hrs del sulfuro de hidrógeno (H2S) (granos H2S) (MM pcnd x 10 6) MH2S = ----------------------------------------------------------------------------------------------------------------------------------------------------(100 pcn)(24 hr / día) (7000 granos / lb) (34,076 l b / mol) %mol H2S = _______________; MH2S = _____________ mol / hr. PP H2S = (_________lpca) (___________ %mol H2S) (P) (100) PP H2S = ______________ lpca.

TOTAL DE GAS ÁCIDO  M AG = (mol/hr H2S) + (mol/hr CO2) = __________________ mol/hr. Seleccionar una solución bien sea 20 ó 35% peso. Suponer una carga ácida neta (0,35 a 0,65 mol GA/mol DEA). (mol GA / hr) (MW DEA) Caudal de DEA = -------------------------------------------------------------------------------------------------------------------(carga GA neta) (peso % DEA) (lb sol./ gal) Tasa de flujo de DEA = _______________ GPH a 60º F MW ó M = Peso molecular  GPH = Galones por hora GA ó AG = Gas ácido. Densidad de la solución, lbs/gal = 8,55 para 20% peso DEA a 60º F = 8,71 para 35% peso DEA a 60º F. MW DEA = 105,14 lb/mol.

Calcular el incremento de temperatura de salida de la solución, debido al calor liberado cuando los gases ácidos son absorbidos por la amina. amina. Leer los calores de reacción en las tablas Nos. 3-7 y 3-8. Calor de absorción = (mol/hr,CO2)(44,01 lb/mol)(Btu/lb) = _____________ Btu/hr  (mol/hr, H2S)(34,08 lb/mol)(Btu/lb) = _____________ Btu/hr  (calor de absorción, Btu / hr)º F ^t = --------------------------------------------------------------------------------------(GPH)( )(calor específico) Calor específico

= 0,94 Btu/lb.º F para 20% peso DEA = 0,88 Btu/lb.º F para 35% peso DEA Temperatura de la solución en el fondo del contactor. T2 = T3 + ^ t donde: T3 =Temperatura de entrada de la solución: temperatura de entrada del gas+10º F Para calcular la carga de la solución en el fondo del contactor: suponer una concentración total de gas ácido residual en la amina regenerada de 0,08 mol(GA)/mol(DEA). mol CO2 (removido)/ mol GA = ___________________  mol H2S (removido) / mol GA = ___________________  mol CO2/mol DEA = (carga GA neta y residual)(mol H2S / mol GA) = (_________ + 0,88)(___________) = _________ 

leer en las gráficas de presión parcial de la Ref. No. 6. PP CO2 a 122º F = _________________ lpca PP CO2 a 212o F = _________________ lpca PP H2S a 122o F = _________________ lpca PP H2S a 212o F = __________________ lpca. Temperatura de equilibrio. CO2 Teq = (1/582-(1/582-1/652) ln(PP CO2 / PP 122) -1 -------------------------------------------------)) - 460o F ln(PP 212 / PP 122) H2S Teq = (1/582-(1/582-1/652) ln(PP H2S / PP 122) -1 -------------------------------------------------)) - 460o F ln(PP 212 / PP 122) Si ambas temperaturas de equilibrio están por encima de la temperatura de salida de la solución, el gas ácido no se desprenderá en la base de la columna. Si una de las dos está por  debajo de la temperatura de salida, escoger una carga más baja y recalcular. Nota. Si ambas temperaturas de equilibrio están considerablemente por encima de la temperatura de salida, recalcular con una carga más alta.

Tabla No. 3-7. Calor de reacción del CO2 en soluciones DEA, Btu/lb de CO2  Normalidad de Relación Mol en líquido, CO2/DEA Solución DEA (1) 0,5 2,0 3,5 5,0 6,5 8,0

0,2 526* 655 744 821 885 939

0,4 0,6 0,8 516* 431* 364* 580 463 378 636 490 390 688 513 399 719 529 405 744 541 407

1,0 308* 312 316 319 321 322

1,2 1,4 265* 229* 265 229 266 229 267 229 267 229 267 229

* Calculado a 122º F (1) Normalidad 2, ON indica que dos moles de amina absorben un mol de gas ácido.

Tabla No. 3-8. Calor de reacción del H2S en soluciones DEA Relación Mol en Líquido, H2S / DEA Btu/lb H2S 0,2 604 0,3 577 0,4 550 0,6 506 0,8 403 1,0 208 1,2 158 1,4 139 N os. 3-7 y 3-8, son de la Ref. No. 6. NOTA: Los datos en las Tablas Nos.

5.

DISENO DE UNA PLANTA DE METILDIETANOLAMINA METILDIETANOLAMI NA

ACTIVADA (MDEA+)

5.1. Gas que llega llega a la planta  A continuación se discutirán los elementos más importantes que intervienen en el diseño de una planta de MDEA+

5.1.1 Parámetros del diseño Caudal de gas ácido: 350 MM pcdn Presión de trabajo: 1.200,00 lpcm Temperatura del gas: 115 – 120º F Peso molecular del gas: 23,7 Gravedad específica del gas: 0,82 GPM (C3+): 3,95 Valor calorífico bruto: 1.300 Btu/pie3

5.1.2 Componentes del gas gas Componentes Entrada Salida CO2 4,6793 3,7500 H2S 0,0060 0,0004 H2O --------0,1927 N2 0,2500 0,2519 C1 y C2 81,9069 82,5447 C3 + 13,1578 13,2603 GPM 3,9543 3,9851 Las Tablas Nos. 3-9 a la 3-11, presentan las características del gas a la entrada y a la salida de la planta. La Tabla No. 3-12, entrega el número de moles del gas, en su condición original y del gas tratado, con la cual se puede establecer el balance molar del sistema. No se considera absorción de gas en la solución. La Tabla No. 3-13, determina la factibilidad de que el gas, a la entrada del absorbedor pueda conden condensar sar hidroc hidrocarb arburo uros, s, en caso caso de que la temper temperatu atura ra se equilib equilibrar rara a a las condici condicione oness ambientales. Es evidente que, a 1214,7 lpca y 90º F, es factible que se condensen hidrocarburos líquidos dentro del absorbedor de la planta modelo, lo cual generaría formación de espuma y otros problemas. La Fig. No. 3-11, establece una comparación entre los diagramas de fases del gas más rico y el más pobre que, eventualmente, pudieran llegar con la alimentación. Se deduce que, mientras la planta esté operando a 120º F, no se esperan problemas; por debajo de 110º F, ya es factible la producción de condensados y, por debajo de 88º F, lo más probable es que hayan condensados. Todo ello depende de que la composición del gas sea representativa. La Tabla No. 3-14, nos presenta el cálculo de las presiones parciales a la entrada (56,912 lpca) y a la salida de la planta (45,556); de donde se puede observar el impacto de la presión parcial del gas ácido. Eso permite saber si, en efecto, la selección de un sistema MDEA+ es lo más aconsejable. Al final del capítulo encontrará las Tablas que le permiten verificar la factibilidad de utilizar un determinado sistema para el endulzamiento del gas natural (Figs. Nos. 3-24 a la 3-27).

5.1.3. Parámetros principales del absorbedor  Presión: 1.200,00 lpcm Caudal del gas: 175 MM pcdn, cada absorbedor.

Caudal de la solución: 342 gpm No. de platos de burbujeo: 10 Diámetro: 90” Temperatura: Tope 130º F Gas de entrada: 120º F Fondo 150º F

Tabla No. 3-13. Determinación del estado de una mezcla de hidrocarburos. Presión: 1214,7 lpca Temperatura: 90º F  Componentes H2S N2 C1 CO2 C2 C3 i-C4 n-C4 i-C5 n-C5 C6 C7 C8 C9 C10

Fracción molar 0,00006 0,00250 0,70719 0,04679 0,11187 0,07969 0,01080 0,02410 0,00650 0,00540 0,00320 0,00160 0,00020 0,00010

Constante “Ki” 0,72109 3,74245 1,99772 1,35026 0,81923 0,42770 0,26934 0,22354 0,13906 0,12001 0,06560 0,03609 0,01998 0,01110

= 1,00000

Zi / Ki

Zi * Ki

0,0000 0,0007 0,3540 0,0346 0,1365 0,1861 0,0401 0,1078 0,0468 0,0450 0,0488 0,0444 0,0101 0,0090

0,0000 0,0094 1,4126 0,0631 0,0916 0,0340 0,0029 0,0054 0,0009 0,0006 0,0002 0,0001 0,0000 0,0000

= 1,0639

= 1,6208

Tabla No. 3-14. Cálculo de la presión parcial en una muestra de hidrocarburos. PRESIÓN TOTAL: 1.214,7 lpca Componentes H2O H2S N2 C1 CO2 C2 C3 i-C4 n-C4 i-C5 n-C5 is-C6 C6 C7 C8 C9 C10

Fracción molar   Y i * P en la entrada 0,000060 0,002500 0,707187 0,046793 0,111882 0,079687 0,010798 0,024096 0,006499 0,005399

0,073 3,037 859,020 56,839 135,903 96,796 13,116 29,269 7,894 6,558

Fracción molar   Y i * P en la entrada 0,001927 2,341 0,000004 0,005 0,002519 3,060 0,712694 865,709 0,037500 45,551 0,112753 136,961 0,080308 97,550 0,010882 13,218 0,024284 29,498 0,006550 7,956 0,005441 6,609

0,003199 0,001600 0,000200 0,000100

3,886 1,944 0,243 0,121

0,003223 0,001612 0,000202 0,000101

3,915 1,958 0,245 0,123

SUMA =

1,000000

1.214,7

1,000000

1.214,7

5.1.4. Parámetros principales del regenerador  Presión de la torre: 8 lpcm Presión de los gases de cola: 6 lpcm Caudal: 4 a 5 MM pcdn No. de platos: 22 Diámetro: 90” Temperatura: Tope 200º F Retorno del reflujo: 120º F Salida del fondo: 242 – 245º F Amina rica 205º F

5.1.5. Carga molar con la cual se desarrolla el diseño 350 x 10 6 Q = --------------------- = 38.429,41 lb. mol / hr  (397,4836)(24) = 19.214,72 lb.mol/hr en cada absorbedor. V. molar = 379,4836 lbs/ lb.mol Observe, en la Tabla No. 3-12, el número de moles que llegan a cada torre y el total a la salida. Por diferencia se podrá obtener el gas ácido removido del sistema.

5.2. Gas ácido removido de la corriente Para el CO2: 899,11 – 692.31 = 206,8 lb.mol/hr, en cada absorbedor. Q = 413,6 lb.mol/hr, en la planta. Es evidente que la solución de amina, retiene el 23% del dióxido de carbono: Q = (899,11)(0,23)(2) = 413,6 lb.mol/hr, lb.mol/hr, en la planta. Para el CO2 remanente: Q = (899,11)(0,77) = 692,31 lb.mol/hr, lb.mol/hr, en cada absorbedor. absorbedor. Para el H2S: H2S: (1,15-0,08) = 1,07lb.mol/hr, en cada absorbedor, Q = (1,07)(2) = 2,16 lb.mol/hr, en la planta. Gas ácido total: (CO2 + H2S) = (206,8 + 1,07) 2 = 415,74 lb.mol/hr, en la planta. Gas ácido removido: Q = (2)(899,11)(0,23) + 2,16 = 415,74 lb.mol/hr x planta.

5.3. Contenido de agua en el gas: (Ref. 6; pág. 20-4) a. T = 120º F Wc = (y CO2)(Wc, CO2) + (y HC)(Wc,HC) Wc = (0,046793)(120) + (0,9532)(90,7) = 92,07 lbs / M pcn

= 1.788,76 lb.mol/día = 74,53 lb.mol/hr; en la planta = 37,26 lb.mol/hr; en cada absorbedor  b. T = 130º F Wc = (0,0375)(165) + (0,9625)(117,43) = 119,21 lbs / MM pcn (119,21)(350 – 4,19) = --------------------------------------------------------- = 95,346 lb.mol/hr x planta (24)(18,015) = 47,67 lb.mol/hr x unidad Tómese igual a: 47,7 lb.mol/hr en cada absorbedor (Ver tabla 3-12; pág. 248) c. Agua absorbida por el gas en el absorbedor: 47,7 lb.mol/hr, en el absorbedor; 95,4 lb.mol/hr, en la planta. 206,03 gals./hr.; 3,43 gpm.

5.4. Gas remanente ng = 19.214,71 – (899,11)(0,23) – 1,08 + 47,7 = 19.054,53 lb-mol/hr, por cada absorbedor  Qg = 173.541.202,2 pcdn, por cada absorbedor  También podría calcularse como sigue: Qg = (19.054,53)(379,4863)(24) = 173,54 x 10 6 pcdn

5.5. Presión parcial del gas ácido Componente CO2 H2S CO2 + H2S 5.6.

(1214,7)(0,04793) (1214,7)(60 x 10-6)

PP entrada 56,8390 0,0073 56,9120

(1214,7)(0,0375) (1214,7)(4 x 10-6)

PP salida 45,589 0,005 45,594

Moles de amina a la salida del absorbedor (nam)

5.6.1. Siguiendo el cálculo convencional convencional Moles de gas ácido (n gas) ngas = (206,8)(2) + 2,16 = 415,76 lb.mol/hr x planta de gas ácido Moles de amina (nam): 415,76 nam = ----------- = 1.385,86 lb.mol/hr x planta de MDEA 0,3

5.6.2. Considerando una absorción de un mol de gas ácido por cada 3,4 moles de MDEA, resultaría. nam = (3,4)(415,76) = 1.413,58 lb.mol/hr x planta = 706,79 lb.mol/hr en cada absorbedor  Cantidad de solución requerida en la planta (Wsol, lbs/hr):

(1.385,86)(119,16) Wsol = ----------------------------------------------------- = 330,278,15 330,278,15 lbs / hr x planta 0,5 Peso molecular de la amina: M MDEA = 119.16 lbs /lb-mol Cantidad de solución al 45% p/p, concentración mínima con la cual se puede trabajar: ((899,11 – 692,31)(2) + 2,18)(119,6) Wsol = ----------------------------------------------------------------------------------------------- = 366.995,15 lbs / hr x planta (0,3) (0,45) = 183.497,57 lb.mol / hr en cada absorbedor 

5.7. Tasa másica de la solución 5.7.1. Gas ácido (Wga) Wga = (206,8)(44,01)(2) + (2,08)(34,08) (2,08)(34,08) = 18.238,7 lbs/hr x planta

5.7.2. Tasa másica de la solución rica (Wsr) Wsr = 366.995,15 lbs / hr de solución + 18.238,7 = 385.233,85 lbs / hr x planta

5.7.3. Tasa másica de la solución pobre (Wsp) Wsp = 366.995,15 + (3,463)(44,01) = 367.147,55 lbs / hr x planta La solución retiene 3,463 lb.mol/hr. de CO2 después de la regeneración.

5.8. Caudal de solución  p am): Densidad de la solución al 50% p/p ( p Y am am = 1,035  p am = (1,035)(62,4) = 64,584 lbs / pie 3

5.8.1. Caudal de solución (qsol, gpm), por el método convencional (Ver punto 5-2) (330.278,15)(7,48) qsol = ---------------------------------------------------- = 637,54 gpm (64,584)(60) 5.8.2. Calculando el galonaje con la absorción de gas ácido,(Ver punto 5-2) (415,74)(379,4836) qsol = --------------------------------------------------- = 682,98 gpm gp m vs 684 gpm (3,85)(60) Usando una concentración por peso peso del 46,7% p/p en la solución de amina, se obtiene el galonaje reportado por los fabricantes. (Wsol, del punto 5.6.2)

5.9. Temperatura promedio en el absorbedor  130 + 148,5 Tp = ------------------------------------- = 139,25 = 140º F 2 Temperatura del tope: 130º F Temperatura del fondo: 148,5º F

5.10. Calor específico promedio del gas

Cp = 0,68 BTU/lbs x oF

5.11. Temperatura de la solución a la salida de la torre 5.11.1. Siguiendo el método convencional Caudal de gas: (350 x 106)(23,61)(130-120)(0,68) Qg = ------------------------------------------------------------------------------------------- = 6.169.765,0 6.169.765,0 BTU/ hr  (379,4836)(24) Calor de reacción: QCO2 = (899,11 – 692,31)(2)(44,01)(825) = 15.017.092,2 BTU/ hr. QH2S = (2,158)(34,08)(820) = 60.306,6 BTU/hr. Qrem = 15.017.092,2 + 60.306,6 – 6.169.765,09 = 8.907.633,8 8.907.633,8 BTU/hr. Calor específico de la amina, Cp a T = 140oF: 0,89 BTU/lbs x oF (Pág. No. 272) Q = (W) (Cp) ( T) 8.907.633,8 T = --------------------------------------------------- = 27o F (366.995,15)(0,89) Temperatura en el fondo del absorbedor: Tf = 130 + 27 = 157º F vs. vs. 148,5o F

5.11.2. Considerando la pérdida de calor en el recipiente.  Área del absorbedor: 801 pie2 (DI = 90 pulgs, L = 34 pies) Temperatura exterior: 90º F Temperatura del tope: 130º F Temperatura del fondo: 148,5º F TM - Tm 58,5 - 40 T = --------------------------------------- = --------------------------------- = 48,665º F TM 58,5 ln --------ln -------Tm 40 Calor transferido al ambiente: Q = (U)(A)( T) = (80)(801)(48,665) = 3.118.453,2 BTU/hr. Qr = 8.907.633,8 - 3.118.453,2 3.118.453,2 = 5.789.180,6 BTU/hr  5.789.180,6 T = ------------------------------------------------------- = 19,5º F (330.416,74)(0,90) Tf = 130 + 19,5 = 149,5º F vs. 148,5 oF

5.12. Composición de la solución que llega al absorbedor  Componentes: H2O

lb.mol/hr x unidad 4.583,18

% 86,81

CO2 MDEA CO2 Total

0,35 692,90 3,11 5.279,54

0,00 13,12 0,07 100,00

5.13. Composición de la solución que sale del absorbedor  Componentes: H2S CO2 H2O MDEA Total

lb.mol/hr x unidad 1,07 + 0,35 = 1,42 206,8 + 3,11 = 209,91 4583,18 692,90 5487,41

% 0,03 3,82 83,52 12,63 100,00

5.14. Composición de los gases de cola 5.14.1. Fracción molar del CO2 en el tope del regenerador  X(CO2) = 0,44 ó 44% X(H2O) = 0,56 ó 56% nT,GA = 207,87 x 2 415,74

5.14.2. Agua que sale del regenerador  n CO2 = 206,8 lb-mol/hr  n H2S = 1,07 lb-mol/hr  Porcentaje de gas ácido en el tope: 44% Moles de gas ácido + agua, que salen por el tope: nT

(2)(207,87) = --------------------------------- = 943,5 943,5 lb.mol/hr. 0,44 Moles de agua que salen por el tope:

nW = 943,5 - (2)(207,87) (2)(207,87) = 528,36 528,36 lb.mol/hr  Corresponde al agua en el regenerador: 528,36 lb.mol/hr x planta (19,0 gpm)

5.14.3. Composición de los gases de cola antes del condensador  Componentes H2O CO2 H2S Total

lb.mol/hr 528,36 413,60 2,14 944,10

Yi 0,5596 0,4381 0,0023

Mi 18,015 44,097 34,080 29,480

5.14.4 Composición de los gases de cola en el separador de salida Contenido de CO2 en el separador 92% molar a 5 lpcm y 120º F (Fig. No. 3-2).  Agua en el separador: (2)(207,87) nT = ------------------------------------- = 451,24 lb. mol/hr (agua + gas ácido) 0,92

nw = 451,24 451,24 - (2)( (2)(207 207,87 ,87)) = 36,1 36,1 lb. mol/ mol/hr hr de agua agua (1,3 (1,3 gpm, gpm, corr corresp espond onde e al agua agua de restitución).

Componentes H2O CO2 H2S Total

lb.mol/hr 36,10 413,60 2,14 451,84

Yi 0,0799 0,9154 0,0047 1,0000

5.15. Pérdidas de agua en la planta Pérdidas de agua en el absorbedor: ((350)(92,07) – (347)(119,21))(7,48) --------------------------------------------------------------------------------------------------- = 0,76 gpm. (62,4)(24)(60) Contenido de agua en el gas de entrada entrada = 92,07 lb/MM pcdn. Contenido de agua del gas en la salida salida = 119,21 lb/MM pcdn. Caudal de gas en la entrada: 350 MM pcdn. pcdn. Cantidad de gas en en la salida : 347 MM pcdn. Pérdidas de agua en el regenerador : 1,3 gpm Pérdidas de agua total : 0,76 + 1,3 = 2,06 gpm = 2.966,7 gal/día.

5.16. Reflujo Ver la Fig. No. 2-38, pág. No. No . 154, que corresponde a la relación de reflujo: Moles de vapor/ moles de gas ácido a P y T en el tope del regenerador. nw = (2)(207,87)(1,25) = 519,68 lb. mol/hr x regenerador  regenerador  (519,68)(18,015)(7,48) qH2O = ---------------------------------------------------------------------- = 18,7 gpm (60)(62,4) Si se descuenta el agua que se va con el gas ácido: (519,68 – 36,1)(18,015)(7,48) QH2O = --------------------------------------------------------------------------------- = 17,37 gpm; esta sería la capacidad (60)(62,4) de bombeo necesaria para el reflujo.

5.17. Volumen de gas en el regenerador  moles de gas ácido : 415,74 lb.mol/hr x planta moles de agua : 528,36 lb.mol/hr x planta moles totales : 944,10 lb.mol/hr x planta Caudal de vapor a condiciones de normales : (944,1)(379,4836) Qcn = ---------------------------------------------------- = 99,51 pi3/seg. 3600 Caudal de vapor a condiciones de operación :

Mi 18,015 44,097 34,080 41,966

(14,7)(99,51)(660) Qco. = --------------------------------------------------- = 89,7 pie3/seg. (520)(20,7) Densidad del vapor en el regenerador : (20,7)(29,48) pg = --------------------------------------------- = 0,0861 0 ,0861 lbs/pie3 (1)(10,732)(660) Velocidad del vapor dentro de la torre : 64,584 – 0,0861 Vg = (0,36)(0,6) Raíz cuadrada de --------------------------------------------- = 5,91 pie/seg 0,0861  Área interna de la torre torre : 89,7  Área = ----------------------------- = 18,972 pie2 pie2 (5,91)(0,8) Diámetro del regenerador : (4)(18,972) D = Raíz cuadrada de --------------------------------- (12) = 59 pulg. pulg. ~ 60 pulg. (3,1416) El regenerador de la planta tiene 90 pulgadas de diámetro, creemos que está sobrediseñado. Esta planta corresponde a una adaptación, por lo cual es factible esa eventualidad. NOTA:

6. DISENO DE ESPONJA DE HIERRO Se desea hacer los cálculos preliminares para un problema de esponja de hierro usando las características del gas utilizado para el diseño de MEA.

6.1. PARÁMETROS BÁSICOS PARA EL DISENO Caudal del gas : 10 MM pcdn Caudal del gas a condiciones de operación : q = 3,8245 pie3/seg. H2S que va a ser removido del gas : 0,0285 lb.mol/hr   Azufre total : (0,0285)(24)(30,4)(3) (0,0285)(24)(30,4)(3) = 62,381 lb.mol Libras de óxido de hierro necesarias para retener el azufre : (62,381)(34,08)(0,56) = 1.190,53 lbs. de óxido.

6.1.1 Se desea diseñar una camada con una duración de tres meses Calcular el volumen de la camada de óxido de hierro : Seleccione esponjas de 15 lbs/ bushel = 1.190,53 / 15 = 79,37 pie3 de esponja. Para propósitos de diseño se recomienda tomar un 25% de exceso : Volumen real del diseño : 79,5 / 0,75 = 105,82 pié 3 = 106,00 Tomando la máxima altura recomendada para una sola camada : 10 pies (0,785)(D2)(10) = 106; D = 3,674 pies.  Área de la sección transversal = (0,785)(3,6742) = 10,6 pié2

6.1.2. Ahora es conveniente verificar si la camada satisface las condiciones diseño.

mínimas de

Tiempo de contacto del gas en la camada: Velocidad del gas : Vg = (3,8245 pie3 / seg.) / 10,6 pié2 = 0,3608 0,3608 pié/ seg. = 21,65 pies/ min. Se recomienda una velocidad no mayor a 10 pies/ min para evitar la canalización de la camada. Tiempo de contacto: Ptc = e /V = 10,0 pies / 0,3608 pié / seg = 27,7 segs. De acuerdo con el instructivo este tiempo de contacto es bajo.

6.1.3. Verificar el caudal a través de la camada camada q = (3,8245 pié3/seg.)(3.600)/(106 pié3/seg.)(3.600)/(106 pié 3 de esponja) = 129,88 pié3/hr. por pié 3 de esponja. Se considera aceptable. Las cifras recomendadas varían entre 60 y 180.

6.1.4. Verificar la deposición de azufre en el sistema. (0,0285)(34,08)(454)(15,43) Daz = ---------------------------------------------------------------------------- = 10,702 granos / pié 2 x min. (60)(10,6) Se recomienda diseñar con un máximo de 15 granos / pié 2 x min. por lo cual, la deposición de azufre en el sistema es aceptable.

6.2. 6.2. Ahora, Ahora, sse e pudier pudiera a compro comprobar bar el el compor comportam tamien iento to de la la esponj esponja a utili utilizan zando do una una concentración de 9 lbs. de óxido de hierro por pié cúbico de esponja.

6.2.1. Volumen de la camada (1.25)(1190,53) V = ----------------------- = 165,35 pié 3 9

6.2.2. Cálculo del diámetro de la la camada (0,785) D2 (10) = 165,35 pié 3 de esponja De donde, D = 4,6 pies Se puede seleccionar un recipiente de 4,5 pies (54”) x 10 pies de longitud.

6.2.3. Área de la sección transversal del nuevo recipiente  A = (0,785)(4,52) = 15,904 pié 2

6.2.4. Verificar las condiciones mínimas del diseño Velocidad del gas dentro del recipiente: (3,8245 pié3 / seg.) Vg = ------------------------------------------------------ = pié / seg. = 14,42 pié / min. 2 15,904 pié Tiempo de contacto: e 10 Tc = ---- = ------- = 41,66 seg. V 0,24 Es mejor que el anterior.

6.2.5. Caudal de gas gas a través de de la camada. (3,8245)(3.600) Qesp = ---------------------- = 83,27 pié 3 / hr. x pié 3, esp. 165,35 Es mejor que el anterior.

6.2.6. Verifica la deposición deposición de azufre en el sistema. (0,0285)(34,08)(454)(15,43) Daz = ------------------------------------------------------------------------------ = 7,13 granos / pié 2 x min. (60)(15,904) Se concluye que este trabajo se realizaría mejor con una esponja de hierro de 9 libras de óxido de hierro por pié cúbico.

ANÁLISIS DE FALLAS SECCIÓN No. 1 RESUMEN 1. RAZONES PARA REMOVER LOS LOS CONTAMINANTES CONTAMINANTES DEL GAS NATURAL. Seguridad. Control de corrosión. Especificaciones de los productos. Para impedir la formación de hidratos. Para disminuir los costos de compresión. Evitar el envenenamiento de los catalizadores. Satisfacer las exigencias ambientales. 2. VARIABLES QUE AFECTAN LA SELECCIÓN DE PROCESOPARA EL ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

2.1. REGULACIONES AMBIENTALES: Contenido de los contaminantes que se d escargan a la atmósfera. El tipo y concentración de impurezas en el gas ácido. Las especificaciones del gas tratado. Condiciones de presión y temperatura. Del gas que se va a tratar. Del gas tratado. • •

2.2. VOLUMEN DEL GAS QUE SE VA A PROCESAR Volumen a condiciones normales. Volumen a condiciones de operación. Cambios con el tiempo del volumen, la presión y la temperatura.

2.3. COMPOSICIÓN DEL GAS. 2.3.1. Componentes del gas natural. Hidrocarburos : Metano Etano Propano Butano Gases ácidos: Dióxido de carbono Sulfuro de hidrógeno Sulfuro de carbonilo Disulfuro de carbono Mercaptanos Inorgánicos : Agua Nitrógeno Oxígeno Cloruros

CH4 C2H6 C3H8 C4H10 CO2 H2S COS CS2 RSH H2O N2 O2 NaCl

4

Ocasionales: Inhibidores, antiespumantes, sólidos, etc. Agentes y ácidos de fracturamientos. Aceites de compresores.

2.3.2. EL COS, CS2, 2.3.2. CS2, los mercapt mercaptano anoss y otros otros compuest compuestos os de azufre azufre,, pueden tener tener un impacto considerable en el diseño. Del proceso como tal. De las instalaciones aguas abajo del proceso. Adicionalmente, si las impurezas afectan los productos líquidos se debería instalar un proceso de tratamiento.

3. PRINCIPALES EQUIPOS DE UNA PLANTA DE AMINA Separador : de entrada. * de salida. *  Absorbedor. Tanque de venteo. Intercambiador de calor. Regenerador. Acumulador. Rehervidor. Recuperador. Tanque de abastecimiento. Filtros.

3.1. SEPARADOR El separador de la entrada debe estar muy bien diseñado .  A tal efecto, se debe considerar : La presencia de fluidos ácidos. La capacidad para manejar acumulaciones de líquido: Agua. Hidrocarburos. Químicas. La capacidad para retener sólidos.

3.2. ABSORBEDOR Es una de las unidades fundamentales en la planta de amina. Trabaja a la presión del gas. La temperatura de entrada de la solución debe estar 10º F, por encima de la temperatura del gas, para evitar condensación de los h idrocarburos. Está diseñado para tratar el caudal total, a las condiciones de trabajo de la torre, más el volumen de la solución. Cuando cambia el caudal se deben ajustar las condiciones de flujo de la solución.

El operador debe estar bien informado sobre la cantidad de gas ácido que se va a retirar del gas. Si aumenta la concentración de gas ácido en la alimentación se deberán hacer los ajustes correspondientes.

Uno de los problemas más comunes en el absorbedor es la formación de espuma. Su presencia se puede determinar con los cambios de la presión diferencial entre el tope y el fondo del contactor. La Fig. No. 4-1 presenta un ejemplo e jemplo del gradiente de temperatura en la torre. Cuando este gradiente se invierte ello indica que se está formando espuma.

3.3. TANQUE DE VENTEO La amina rica que sale del absorbedor debe pasar por un tanque de venteo ó “flash tank” Para remover los hidrocarburos. Para disminuir la cantidad de gas ácido que se desprende al descender la presión. Con el tanque de venteo instalado en la planta: Nota. Se reduce la corrosión en los intercambiadores de calor. Se disminuye el contenido de hidrocarburos en el gas ácido. Se disminuye la demanda calorífica del regenerador. El gas que se recupera podría utilizarse como combustible. Tiempo de retención en el tanque de venteo. El tiempo de retención normal es de 5 a 30 minutos. Si solamente hay metano y etano, el tiempo de retención puede ser corto. Los gases ricos requieren de un tiempo de retención más largo.

3.4. INTERCAMBIADORES DE CALOR El principal intercambiador de la planta es el de amina rica / amina pobre. Introduce ahorros energéticos apreciables. Tiene como factor limitante la temperatura máxima de la amina rica, la cual no debe desprender gases ácidos antes de entrar al regenerador. Un segundo intercambiador de calor normalmente es necesario para llevar la solución pobre a la temperatura mínima que sea posible. Normalmente 10º F por encima de la temperatura del gas de alimentación.

3.5. REGENERADOR. Es el otro equipo de gran importancia en la planta. Las condiciones de trabajo (presión y temperatura), están dadas por el diagrama de fases de la solución, con el porcentaje por peso que se requiera en el sistema. Trabaja a presión ligeramente por encima de las condiciones atmosféricas. Cuando la presión es demasiado alta, la solución se degenera. La presión mínima debe ser suficiente para pasar el gas ácido a través de una planta de conversión directa, donde se separa el azufre, así como, llevar la solución pobre hasta el tanque de abastecimiento.

3.5.1. ACUMULADOR DE REFLUJO condensador.

Es un recipiente convencional, encargado de separar el gas ácido del agua que se licúa al pasar por el

Trabaja a una presión aproximada de 5 lpcm. El agua condensada, o reflujo, dependerá de las condiciones de trabajo del acumulador. Por ejemplo: podría ser igual a 1,25 veces el número de moles de gas ácido que se retiran del sistema.

3.5.2. REHERVIDOR Es el punto de entrada de calor al sistema. Suple las deficiencias energéticas y se encarga de balancear la planta termodinámicamente. Las condiciones de trabajo están dadas por el punto de burbujeo de la solución a la presión del fondo de la torre. Por ello e llo es preciso estar seguro de cúales son los parámetros operacionales.

3.6. RECUPERADOR O “RECLAIMER” Es un equipo auxiliar por lo cual no siempre se incluye en el diseño. Puede utilizarse de manera ocasional instalándolo provisionalmente. Se usa para purificar la solución, la cual se volatiliza y se devuelve al regenerador  dejando los depósitos de sales y otras impurezas que dañan la amina en el recuperador.

3.7. TANQUE DE ABASTECIMIENTO Se utiliza para almacenar la solución de amina, la cual no debe ponerse en contacto con el aire, porque se deteriora.

Un colchón de gas natural o de gas inerte se usa para proteger la solución del contacto con el aire. Normalmente se instala interrumpiendo el circuito, pero puede hacerse de manera tal, que supla las deficiencias. La solución se debe agregar ya preparada, con el porcentaje por peso que corresponda en el diseño. El operador debe estar familiarizado con las temperaturas a las cuales puede trabajar la solución.

3.8. FILTROS Los filtros, en la planta de endulzamiento de amina, son muy necesarios y producen ahorros considerables porque mantienen limpia la solución. Se recomienda remover las partículas de hasta 5 micrones, para lo cual se podría requerir de dos etapas. Un cartucho para 25 – 50 micrones.. Un filtro de carbón activado. La limpieza en el filtro mecánico se hace eliminando primero las partículas grandes y luego, las más pequeñas : 50,30,10, y 5 micrones. Los filtros se deben utilizar continuamente, desde el p rimer día.

4. PARÁMETROS EN LOS CUALES SE PUEDE APOYAR PARA CONTROLAR LA PLANTA. 4.1. PARÁMETROS FIJOS POR EFECTOS DEL DISENO. Presión del absorbedor. Se considera fija, con el diseño. P = 1200 lpcm. Número de platos: Absorbedor : 10 platos. Regenerador : 22 platos. Temperatura de entrada de la carga : 120º F.

4.2. PARÁMETROS CONTROLABLES La tasa de flujo de la solución. En la planta tipo 342 gpm en cada absorbedor, para 175 MM pcdn. La concentración de gas residual en la solución pobre. 0,005 moles de gas ácido por mol de amina (mol/mol). La concentración de gas ácido en la solución rica. 0,30 moles de gas ácido por mol de amina ó 3,85 pies cúbicos de gas Absorción de gas ácido por mol de amina : 3,4 N

ácido por galón de solución.

5. CONTENIDO DE GAS ÁCIDO EN LA SOLUCIÓN DE AMINA POBRE En algunos sistemas: 0,15 a 0,22 moles de gas ácido por mol de amina, sin inhibidores. La mayoría de las soluciones de amina sólo necesitan entre:

0,05 a 0,08 moles de gas ácido por mol mol de amina pobre.

Puede llegar a: 0,01, pero se requiere mucha energía. Con una planta MDEA+ se llega a 0,05 moles gas ácido/mol de amina pobre. Se mide con un Espectrofotómetro Espectrofotómetro con colector de fibras ópticas remotas.

6. CAPACIDAD DE ABSORCIÓN DE LA MDEA +. Gas ácido residual en la amina pobre: = 0,005 moles de gas ácido / mol de amina pura. = 1,9 pié3 de gas ácido a CN/ mol de amina pura. = 0,065 pié3 de gas ácido / gal. de solución 50% p/p. Gas ácido absorbido en el contactor: = 0,295 moles de gas ácido/ mol de amina pura.

= 3,85 pié3 de gas ácido/ gal. de solución al 50% p/p. Gas ácido en la amina rica: = 0,3 moles de gas ácido /mol de amina pura. = 8,28 pié3 de gas ácido /gal. de amina pura. = 3,915 pié3 de gas ácido / gal. de solución al 50% p/p.

7. CONCENTRACIÓN DE LA SOLUCIÓN Y CANTIDAD DE GAS ÁCIDO REMOVIDO. Algunos indicadores que se pueden utilizar como referencia: SOLUCIÓN DE AMINA

CONCENTRACIÓN, % p/p

MEA DEA DGA SULFINOL MDEA +

15-20 20-30 50-70 50-70 45-55

GAS ÁCIDO REMOVIDO Pié3/ gal m3/litro 3-4 3-4 5-6 5-6 3-4

0,02-0,03 0,02-0,03 0,04-0,05 0,04-0,05 0,02-0,03

7.1. Sensibilidad de respuesta de una planta de MEA, al 15% p/p. Caudal de solución de MEA gpm lts/min 91 89 87 85 83 81

346 (comienza) 338 338 322 314 306

H2S en el gas tratado ppm,v 2,5 2,8 3,1 3,4 3,7 4,0 (límite máximo)

7.1.1. Sensibilidad de una planta de MEA. Máxima concentración permisible. 17% por peso de MEA gpm lts./min. 81 79 77

306 298 290

Concentración de H2S ppm,v 3,0 3,5 4,0

8. PERDIDA DE AMINA Normal : 1 a 3 lbs/ MM pcn. De : 40 a 120 gals/ día. Para 175 MM pcdn: 350 lbs./día 40 gals./día Para 350 MM pcdn: 700 lbs /día 80 gals./día. 9. OPERACIÓN DE LA PLANTA Al bajar la carga de gas en la alimentación, debe bajar la tasa de circulación de la solución de amina. Si el gas tratado es de mayor calidad (Ej. 2,5 ppm,v de H2S), usted puede bajar el “galonaje” llevando el contenido de gas ácido hasta el límite permitido (Ej. 4,0 ppm,v de H2S.

Al aumentar la concentración de la solución, sigue bajando el galonaje, cuidando de no exceder la solución del 50% p/p. Las condiciones ideales de operación se logran cuando: El H2S está en el máximo permitido. El suministro de calor está en el mínimo. La corrosión está dentro de límites aceptables.

10. PÉRDIDA DE LA SOLUCIÓN SOLUCIÓN 10.1. ¿CÓMO EVITAR LAS PÉRDIDAS DE AMINA? Evitando y corrigiendo la formación de espuma. Manteniendo la temperatura de la amina en 130º F. Con un separador-recuperador de amina-en la corriente de gas dulce. Disminuyendo el arrastre en el gas ácido del tanque de expansión. Con un separador-recuperador de amina-en la corriente de gases de cola.

10.2. PRINCIPALES CAUSAS DE LAS PÉRDIDAS DE AMINAS: Degradación de la solución. Formación de espuma. Arrastre de la solución. Vaporización. Trabajos de limpieza mal hechos. Al cambiar el filtro, sin drenar previamente la solución. Extractor de niebla del absorbedor: tapado o dañado. Arrastre de solución en la corriente de gases de cola. Arrastre en el venteo del tanque de e xpansión. Temperaturas muy altas en el tope del regenerador. (Por encima de 210º F al salir de la torre, antes del condensador y por encima de 120º F después del acumulador). 11. CAUSAS DE LA DEGRADACIÓN DE LA AMINA Permitir que la amina se e nsucie. Recircular la amina sucia que queda entrampada en sumideros y drenajes, sin purificarla. Se le ha a gregado antiespumante en exceso. Se le ha a gregado un antiespumante que no corresponde. El uso de inhibidores de corrosión incompatibles con la solución. Exponer la amina al contacto con el aire. Se debe usar un colchón de gas inerte en el tanque de abastecimiento con una presión de 1”a 2”de agua.

12. PERDIDA DE AGUA EN LA PLANTA Por efecto del trabajo que se realiza es necesario agregar el agua que se pierde durante el proceso. El agua que se agregue debe ser desmineralizada, para evitar sólidos que dañan la solución y depósitos de sales que destruyen la planta. El agua que falta y que debe ser agregada se va absorbida con el gas natural, el cual la absorbe de la solución; con el gas ácido y con el gas combustible del tanque de venteo. El agua de reposición se puede agregar en el tanque de abastecimiento, en los platos del tope del absorbedor o en el recuperador, si hay uno instalado.

13. MÉTODO PARA LA REMOCIÓN DE AGUA.

En ocasiones, la solución está muy concentrada por lo cual podría aumentar la tasa de corrosión. En ese caso habría que agregarle agua. Otras veces la solución se diluye porque absorbe agua del gas natural. Se recomienda trabajar con la solución dentro de los límites fijados por el fabricante o diseñador del producto. El agua en exceso se puede retirar en el condensador de reflujo.

14. ¿CÓMO LOCALIZAR FALLAS EN EL SISTEMA? Con la diferencia de temperatura a través del intercambiador de calor  amina / amina. Con la diferencial de presión entre el tope y el fondo de las torres. Con el perfil de temperatura del absorbedor. Verificando el color de la amina pobre.

15. FORMACIÓN DE ESPUMA. Un cambio abrupto de la presión diferencial en el absorbedor podría indicar que se está empezando a formar espuma. Cuando esto ocurre, el contacto entre el gas y la solución es pobre, con lo cual se reduce la eficiencia del tratamiento o la capacidad de absorción del sistema. Y no se pueden satisfacer las especificaciones del gas tratado.

15.1. PROBLEMAS QUE OCASIONA.  Aumenta las pérdidas pérdidas de amina. La amina puede salir por el tope de la torre. Producto fuera de especificaciones. Reduce la eficiencia de la absorción. Produce corrosión. Aumenta el consumo de energía. Contaminación de los procesos aguas debajo de la planta.

15.2. CAUSAS DE LA FORMACIÓN DE ESPUMA. Sucio o fragmentos metálicos en la solución. Presencia de hidrocarburos líquidos en el sistema. Exceso de productos de degradación en la solución. Velocidades muy altas del gas y de los líquidos. Formación de sales térmicamente térmicamente estables. Mala selección del antiespumante o no se agregó lentamente. Los filtros de papel o químicamente tratados pueden producir espuma en la solución. El petróleo, los productos que se utilizan para remover el petróleo pueden producir espuma. La lana virgen de los filtros y los blanqueadores del algodón pueden producir espuma, si el fabricante no sabe preparar el cartucho, antes de usarlo. Problemas de tipo mecánico.

15.2. ¿COMO DETECTAR LA FORMACIÓN DE ESPUMA EN EL ABSORBEDOR? El nivel de líquido en el tanque de abastecimiento desciende inesperadamente. Aumenta la diferencial de presión en el absorbedor y /o en el regenerador.

Observe una muestra de la solución pobre tomada después del filtro y centrifugüela. Si está obscura, nublada o tiene partículas sólidas limpie los elementos del filtro o cámbielos, si fuere necesario. Verifique que la temperatura del gas de alimentación esté con 10º F por debajo de la temperatura de la solución pobre que llega al absorbedor (Ej. 120º F ó menos. Verifique que no hayan hidrocarburos líquidos en el separador de salida. Observe el nivel de los l íquidos en el separador de entrada. Compruebe que la presión diferencial en el absorbedor esté dentro de los límites recomendados.

15.4. CAUSAS DE LA FORMACIÓN DE ESPUMA EN EL REGENERADOR. EL TANQUE DE VENTEO SE QUEDÓ SIN SOLUCIÓN. Asegúrese de que el nivel de líquido no haya descendido al punto de que permita la entrada de gas a la línea de líquido. EL TANQUE DE VENTEO SE LLENÓ CON HIDROCARBUROS HIDROCARBUROS LÍQUIDOS. Verifique las facilidades de drenaje y compruebe que estén funcionando de manera apropiada. Saque una muestra de la solución rica del tanque de venteo y compruebe que no tenga una capa de aceite. Si tiene aceite aceite ello indica que las facilidades facilidades de remoción remoción de los hidrocarburo hidrocarbuross no están trabajando trabajando bien ó que no existen existen tales facilidades, por lo cual se han acumulado hidrocarburos en el sistema. Compruebe que el separador de la entrada esté trabajando bien. LA SOLUCIÓN RICA ESTÁ SUCIA. En algunos casos la solución rica está tan sucia, que debe ser filtrada antes de introducirla al regenerador.

15.5. ¿CÓMO ELIMINAR LA FORMACIÓN DE ESPUMA? Evitando que la amina se ensucie. Localizando la razón del espumaje y corrigiendo la falla. Agregando antiespumante (Método costoso). Reduciendo la carga del gas de alimentación.

Reduciendo momentáneamente la tasa de circulación de amina. 15.6. CARACTERÍSTICAS DE LOS ANTIESPUMANTES. Normalmente no se recomienda el uso de antiespumantes. Con cualquier inhibidor o antiespumante que se utilice se debe verificar previamente que sea compatible con la amina de la planta. De los antiespumantes utilizados los más recomendados recomendados son los que se hacen a base de emulsiones de silicona o de polialquilénglicol. Dosificación: 5 a 20 ppm. Se agrega en forma ocasional y no de manera continua. El uso continuo ayuda a la formación de espuma. Se debe agregar corriente arriba de los puntos de alta turbulencia (Ej. aguas arriba del tanque de expansión).

15.7. PRUEBA PARA DETERMINAR EL CARÁCTER ANTIESPUMANTE. En un cilindro de 1.000 ml. coloque 200 ml. de la solución.  Agregue varias gotas del antiespumante. antiespumante.

Burbujee aire a tasa constante, libre de grasas, durante cinco minutos. Corte el aire y mida con un cronómetro el tiempo necesario para que desaparezca la espuma. Al verificar varias marcas del antiespumante podrá seleccionar el mejor.

Evite la contaminación. Limpie bien el cilindro entre una y otra prueba. 16. PRODUCTO FUERA DE ESPECIFICACIONES. Observe si hay formación de espuma y corríjala. Compruebe que el caudal de gas que llega a la planta no es mayor que el caudal de diseño: 175 MM pcdn en cada absorbedor de la planta tipo. Verifique la presión del absorbedor y compruebe que no esté por debajo de la condición de diseño: 1.200 lpcm en la planta modelo. Verifique la temperatura del gas que llega a la planta, para garantizar que no esté por encima del punto de diseño: ej. 120º F. Verifique el contenido de gas ácido en el gas de la entrada y compruebe que esté dentro de los límites del diseño: 60 ppm,v. Compruebe que la tasa de flujo de la solución pobre hacia el absorbedor es la cantidad apropiada: 342 gpm en la planta modelo de MDEA +. Asegúrese de que el gas residual de la solución pobre esté dentro de los límites del diseño: 0,005 mol/mol, en el ejemplo. Asegúrese de que no existan roturas en el intercambiador de calor amina/amina. La solución rica podría fluir hacia la solución pobre, en ese caso el contenido de gas ácido en la solución pobre a la salida del intercambiador, será mayor que la cantidad medida a la entrada Inspeccione la torre por dentro, para ver los efectos de corrosión, escarcha, etc. Nota: Recuerde que los parámetros citados corresponden a la planta típica.

17. DEMANDA ENERGÉTICA EXCESIVA EN EL REHERVIDOR DEL REGENERADOR. Observe si ha aumentado la tasa de flujo de la solución pobre: 342 gpm. Observe si ha bajado la temperatura de la solución rica a la salida del intercambiador de calor: T menor 200º F. Compruebe que el nivel de líquido del rehervidor esté por encima de los tubos de calentamiento.

Verifique el nivel de la corrosión en el calentador del rehervidor, lo cual podría restringir  la transferencia de calor. Cuando la tasa de flujo es normal y la carga calorífica es mayor  que lo normal, se puede pensar en el efecto de la corrosión. En ese caso se debe limpiar el haz de tubos. 18. GAS ÁCIDO RESIDUAL EN LA SOLUCIÓN POBRE, EN EXCESO. Verifique la carga calorífica del rehervidor. Compruebe que no hayan fugas en el intercambiador amina/ amina. Asegúrese de que no haya aumentado la concentración de gas ácido en la solución rica. Si la bandejas del regenerador tienen líneas de drenaje hacia fuera, tome muestras de líquido y determine el contenido de hidrocarburos. Si ese es el caso, la torre debe ser cerrada para drenarle los hidrocarburos líquidos. Si la condiciones de operación del regenerador son normales, pero el gas residual es alto, las bandejas del regenerador podrían estar tapadas o dañadas. Se requiere una inspección interna.

19. OPERACIONES RUTINARIAS. La lista para verificar operaciones de rutina, es la siguiente: Compruebe el contenido de gas ácido en el gas tratado que sale del absorbedor y ajuste el caudal de la solución de amina o la cantidad de calor en el regenerador. Verifique el nivel de cada recipiente y restituya el controlador de nivel, cuando sea necesario. Observe la caída de presión a través de los filtros y reemplace los elementos ó límpielos. Mida la temperatura de la solución pobre que sale del intercambiador para comprobar que esté 10º F (6º C), por  encima de la temperatura de entrada del gas al absorbedor. Ajuste el flujo de amina a través del enfriador de aire. Verifique la presión en el tanque de venteo y en el regenerador para ver si están en el nivel apropiado. Ajuste los controladores de presión para mantenerla en el punto recomendado por los fabricantes de la planta. Garantice las tasas de flujo correctas de la solución pobre hacia los absorbedores.

20. ¿CÓMO MEDIR LA CONCENTRACIÓN DE AMINA EN LA SOLUCIÓN? POR TITULACIÓN. Es el método más común para determinar la concentración de amina en la solución. No es exacto – y se presta a errores graves – cuando hay sales disueltas térmicamente estables y / o amoníaco en la solución. POR CROMATOGRAFÍA Es exacto. Más costoso. Requiere de habilidad y experticia del personal.

21. PROCESO DE ARRANQUE DE LA PLANTA DE AMINA. El procedimiento de arranque de la planta, se compone de tres etapas: Establecer la circulación circulación de la solución en la planta. planta. Aplicar calor calor al rehervidor del regenerador regenerador e iniciar el reflujo en la torre. Abrir la corriente de gas ácido hacia el contactor y empezar el proceso de endulzamiento. A fin de circular la solución a través del sistema será necesario presurizar los recipientes, lo cual puede hacerse con gas dulce o agrio. La presión en el contactor, debe ser-por lo menos-150 lpcm (10 bars), la del tanque de venteo: 50 lpcm (3bars) y la del regenerador: 5 lpcm (0,3 bars). Después que el sistema haya sido presurizado, se procede de la siguiente manera: 1. 2. 3.

ESTABLECER LA CIRCULACIÓN DE LA SOLUCIÓN EN LA PLANTA Empiece a circular la solución hasta h asta lograr las temperaturas correctas. Siga las instrucciones hasta el aparte 7. Al poner al a l máximo la carga de vapor del rehervidor se garantiza una solución regenerada durante el arranque. 1. 2. 3.

Arranque el sistema de bombeo de la la solución pobre que va al absorbedor. absorbedor. Cuando aparezca el fluido en el fondo fondo del absorbedor, absorbedor, ponga el controlador  de nivel del fondo en servicio activo, para que el líquido pueda fluir hacia el tanque de venteo. Cuando la solución aparezca aparezca en el tanque tanque de venteo, venteo, ponga el controlador controlador de nivel en servicio, de tal manera que el líquido pueda fluir hacia el regenerador 

APLICAR CALOR AL REHERVIDOR DEL REGENERADOR E INICIAR EL REFLUJO EN LA TORRE. 4. Cuando se observe el nivel de líquido en el regenerador, regenerador, ponga el controlador  de nivel en servicio, de tal manera que el líquido siga fluyendo hacia el tanque de abastecimiento, si está instalado al sistema, o al absorbedor. 5. Después de estabilizar la circulación a través de la planta abra la fuente de ca lor del rehervidor. 6. Ponga el condensador de reflujo en servicio. 7. Al aparecer líquido en el acumulador, arranque la bomba de reflujo y ponga en servicio el controlador de nivel del acumulador para regular la tasa de flujo. Aumente el calor del rehervidor hasta que la tasa de flujo llegue al nivel de diseño. 8. Ponga en servicio el enfriador de amina.

ABRIR LA CORRIENTE DE GAS ÁCIDO HACIA EL CONTACTOR Y EMPE-  ZAR EL PROCESO DE ENDULZAMIENTO. 9. Empiece a introducir, de de manera gradual, el gas ácido a la torre de absorción. Mantenga el caudal de la solución y las tasas de despojamiento por encima del nivel de diseño. Los puntos 10 y 11, apli can en el caso de solventes formulados. 10. Gradualmente reduzca el caudal caudal de la solución hasta que los niveles de H2S y CO2 se aproximen a las especificaciones. En este momento aumente la tasa de circulación entre el 2% y el 10%, como factor de seguridad. 11. Después de optimar la tasa de circulación, reduzca gradualmente gradualmente la carga calorífica del rehervidor hasta que se obtenga la temperatura óptima en el tope del regenerador. 12. Verifique los niveles de líquido, temperaturas, temperaturas, presiones y caudales caudales hasta estabilizar las condiciones del proceso. 13. Es importante medir y grabar los datos y el balance de materiales alrededor  del sistema, durante el proceso de arranque y optimización de la planta y posteriormente, mantenga el registro. Estos datos son útiles para localizar  fallas y optimar el sistema. 22. SOLVENTES FORMULADOS (MDEA +) Operan dentro de un rango del 50% p/p (+-5%). Tienen menor potencial de corrosión. Si se opera por encima del 50% p/p, pueden generar los siguientes problemas.: Cambios de la viscosidad. Poca eficiencia en la absorción.

Incremento de la captación de hidrocarburos. Transferencia de calor pobre. Mayores requerimientos de bombeo. Operar con concentraciones más bajas implica: Tasas de flujo más altas. Cargas caloríficas en el rehervidor más altas. Menor eficiencia para servicio selectivo con CO2.

23. TEMPERATURA DE LA SOLUCIÓN POBRE. Debe estar 10º F por encima de la temperatura del gas. La temperatura de la solución pobre debe estar por debajo de 130º F. Por encima de este valor disminuye la capacidad de la solución para retener el gas ácido. Con aplicaciones selectivas, la temperatura de la solución pobre debe estar tan baja como sea posible, pero nunca por  debajo de 80º F, porque empiezan a aparecer problemas con la viscosidad. Para la remoción de CO2, la temperatura debe estar entre 100 y 130º F, por debajo se afecta la absorción.

Cuando se trabaje con hidrocarburos líquidos, la temperatura de la solución pobre debería estar entre 145º F y 160º F. 24. CAUDAL DE SOLUCIÓN EN CADA TORRE: 342 GPM. 24.1. EL AUMENTO INNECESARIO DEL CAUDAL DE LA SOLUCIÓN SIGNIFICA: No se satisfacen los requerimientos de diseño. Corrosión. Menor selectividad. Pérdidas del solvente.

24.2. LA DISMINUCIÓN DEL CAUDAL PUEDE PRODUCIR: Cargas altas de gas ácido en la solución. Productos fuera de especificaciones. Corrosión. Con solventes formulados, la presión y la temperatura en el tope del regenerador son muy importantes en el control de la planta.

24.3. TEMPERATURA DEL REHERVIDOR CON SOLVENTES FORMULADOS: Solución al 50% p/p, a: 6 lpcm (1070,2 mm Hg.) hierve a 238,54o F 8 lpcm (1173,6 mm Hg.) hierve a 243,73o F 7,36 lpcm (1140,5 mm Hg.) hierve a 242,10o F 12 lpcm (1380,4 mm Hg.) hierve a 253.10o F 15 lpcm (1535,5 mm Hg.) hierve a 259,40o F Para evitar descomposición, la temperatura debe ser de 280º F ó menos (Pv = 2137,95 mm Hg. ó 26,65 lpcm). En la superficie de los tubos del rehervidor no debe ser mayor de 320º F (Pv = 3823,54 mm Hg. ó 59,26 lpcm). La transferencia de calor en el rehervidor debe ser menor de 7000 Btu/hr x pié2. Condición de diseño: 4.081,5 Btu/hr x pié2. Condición de trabajo: 2.439,2 Btu/hr x pié2

26. LOS SOLVENTES FORMULADOS PUEDEN FORMAR SALES TÉRMICAMENTE ESTABLES. 26.1. LAS SALES ESTABLES CRECEN Y OCASIONAN: Formación de espuma. Endulzamiento pobre.

Corrosión. Pérdida excesiva de amina.

Producen gasto excesivo de energía. 26.2. LAS SALES ESTABLES SE ELIMINAN CON NEUTRALIZADORES. Carbonato de sodio. Hidróxido de sodio. Los neutralizadores crean depósitos que obligan a cambiar los cartuchos del filtro con más frecuencia. Los neutralizadores se deben calcular con exactitud. Cuando se usan neutralizadores o hay amoníaco presente el proceso de titulación no es confiable. En ese caso se debe determinar la concentración de amina con un cromatógrafo.

27. FILTRACIÓN. 27.1. FILTROS MECÁNICOS. Los filtros están disponibles de 1 a 50 micrones. Cuando más fino es el filtro más cara es la filtración. Se debe comenzar filtrando las partículas grandes y progresivamente las más pequeñas (50,30,10 y 5 micrones).

27.2. TASA DE FLUJO EN UN FILTRO. DEPENDE DE: Tipo de cartucho. Tamaño de la partícula, en micrones. Viscosidad del fluido.

27.3. PROBLEMAS QUE OCASIONAN LOS SÓLIDOS EN SUSPENSIÓN: Ensucian la solución. Taponan los filtros. Acortan la vida útil del carbón activado. Disminuyen la eficiencia del filtro. Producen espumaje. Corrosión. Erosión.

27.4. EL FILTRO DEBE ESTAR COLOCADO: Aguas arriba del filtro de carbón activado. En algunas plantas lo colocan aguas abajo para retener las partículas de carbón. Es más barato diseñar bien e l filtro de carbón. Del lado de la amina pobre, para proteger a los operadores en el momento de cambiar el cartucho.

27.5 LA SELECCIÓN DE UN CARTUCHO SE HACE ATENDIENDO A: La resistencia del cartucho a las químicas. Capacidad para retener sólidos. La tasa de flujo óptima a través del cartucho. La máxima presión diferencial que puede tolerar antes de romperse.

27.6. FACTORES QUE AFECTAN EL CARTUCHO DEL FILTRO. Un filtro nuevo, por lo general tiene de 3 a 8 lpcm de caída de presión. Cuando se tapa, la diferencial de presión excede de 15 a 25 lpcm y colapsa.

Los filtros deben ser limpiados o cambiados cuando la diferencial de presión se acerque al máximo recomendado por  el fabricante. Los filtros de papel o químicamente tratados pueden producir espuma.

27.7 ELEMENTOS QUE AFECTAN EL CARTUCHO Sólidos en suspensión causan ensuciamiento, formación de espuma y taponamiento. Esto a su vez, produce: pérdidas de amina, corrosión, erosión y daños a las bandejas. Filtros de papel o químicamente tratados pueden producir espumaje. Los cartuchos que tienen goma pueden ser destruidos en el servicio de amina.

27.8 FILTRO DE CARBÓN ACTIVADO. ¿QUÉ HACE? Retiene los hidrocarburos disueltos en la amina. Retiene los inhibidores de corrosión, aceite de compresores, productos químicos utilizados en el tratamiento de los pozos y demás contaminantes que no son removidos por los filtros mecánicos. Reduce la formación de espuma. Ayuda a disminuir la corrosión. Disminuye el consumo de amina.

27.8.1. UBICACIÓN Es preferible que el filtro esté colocado del lado de la amina pobre. Es peligroso ubicar el filtro de carbón en la línea de amina rica, debido a los problemas de seguridad asociados a la presencia de H2S que surgen al tratar de cambiar el carbón. Debido a que la amina rica está cargada de gases ácidos, la caída de presión en el lecho de carbón pudiera desprender gases (“flashing”). Esto podría producir bolsillos de gas que, a su vez, bloquearían el flujo de amina y aumentarían el potencial de corrosión. La adsorción se favorece en el rango de temperatura de 120 a 150º F.

27.8.2. CARACTERÍSTICAS. La temperatura de operación de la amina debe estar entre 120º F-150º F. Por debajo de este rango la viscosidad de la amina aumenta mucho. Por encima del rango se reduce la capacidad de adsorción. La entrada y salida de la solución debe permitir el aprovechamiento máximo de la altura del lecho. La malla de soporte debe estar bien diseñada. Se requiere de varios lechos de soporte para mantener el carbón dentro del recipiente. Cuando los lechos de soporte no están bien instalados, el polvo de carbón se dispersa en la solución y tapona el sistema. Ej. los tubos de los intercambiadores.

27.8.3. CARACTERÍSTICAS DEL CARBÓN. No se debe utilizar carbón de madera. El carbón activado instalado en la planta modelo tiene las siguientes especificaciones: Origen: lignito o bitumen Tamaño: 8 x 30 mesh. % mayor que 8 mesh: 15% máximo. % menor que 30 mesh: 4% máximo. Densidad: 32,5 lbs./pié3 La camada debe ser cambiada cuando la amina empieza a ponerse obscura y la diferencial de presión alcanza el nivel de diseño. Se recomienda tratar entre el 5% y el 10% del flujo total. El tiempo de retención en la camada debe ser de 20 minutos o más.

La velocidad superficial debería estar en el rango de 2 a 10 gpm por pié cuadrado de sección transversal.

27.8.4. REGENERACIÓN DEL CARBÓN Por lo general el vapor no puede remover los contaminantes pesados. Para ello debe estar 50º F por encima del punto de burbujeo de los contaminantes. La inyección de vapor debe hacerse en contracorriente, para no dañar la camada. El procedimiento de llenado se hace cubriendo el carbón con una solución de agua al 5% p/p de amina. Luego el agua se retira por arriba (punto de entrada de la amina). También es factible lavar el recipiente con un detergente, durante 6 a 12 horas con el fin de remover el aire. De no removerse el aire se puede perder la camada, porque se canaliza. El agua de jabón se retira por el tope. Se bombea agua pura hasta que salga toda la solución jabonosa. Recuerde que el jabón genera espuma.

28.

CORROSIÓN

28.1. EL CO2 EN PRESENCIA DE AGUA LIBRE FORMA ÁCIDO CARBÓNICO. El ácido ataca el hierro y forma un bicarbonato soluble que- al calentarse- libera CO2 y un óxido de hierro insoluble. O se hidroliza como carbonato de hierro. Si hay H2S presente, reaccionará con el óxido de hierro para formar un sulfuro de hierro. A su vez, el sulfuro de hierro, forma una capa protectora y evita el progreso de la corrosión. Pero la capa protectora puede ser eliminada debido a las altas velocidades del fluido. El metal queda -de nuevoexpuesto a la acción de los ácidos. El H2S ataca-nuevamente- y genera el sulfuro de hierro. La pared metálica se va disminuyendo de manera progresiva. Cuando el H2S está en el orden de los ppm,v y el CO2 es mayor del 2% el sistema es particularmente corrosivo. La corrosión es función de la temperatura. La carga de gas ácido en la solución de amina tiene un i mpacto fuerte sobre la corrosión. Las velocidades altas de los fluidos pueden eliminar la capa protectora de sulfuro de hierro y generar tasas altas de corrosión.

En general, las velocidades de los fluidos agrios debería ser la mitad de las que se usan con fluidos dulces. 28.2. ZONAS DE ALTA CORROSIVIDAD. El rehervidor, debido a la temperatura. El lado rico de los intercambiadores de amina. Los tubos a la salida del regenerador. Las concentraciones de gas ácido en el gas producen altas tasas de corrosión. El H2S se disocia en el agua para formar ácido sulfídrico, el cual ataca el hierro y forma sulfuro de hierro.

28.3. ALGUNAS RECOMENDACIONES PARA DISMINUIR LA CORROSIÓN. Mantenga la temperatura del rehervidor lo más baja que sea posible. Utilice sistemas de calentamiento medianos antes que altos (fuego directo). Garantice la filtración efectiva y disminuya los sólidos y productos degradantes del sistema. Elimine el oxígeno presente. Libere los vapores de los tanques de almacenamiento y mantenga una presión positiva en la succión de todas las bombas. No permita la formación de vacío. Utilice agua desmineralizada o condensado de vapor de agua. Mantenga la concentración de la solución de amina, en el mínimo requerido. En los intercambiadores, la solución rica deberá pasar a través de los tubos. Mantenga el nivel de la solución de amina sobre los tubos del rehervidor a una altura mínima de 6”. Los inhibidores de corrosión que se utilizan en las plantas de endulzamiento poseen aminas de alto peso molecular y sales metálicas pesadas. Existen inhibidores que permiten aumentar la concentración de la solución y utilizar mayores cargas de gas ácido en presencia de H2S y CO2.

En estos casos específicos los inhibidores producen ahorros potenciales tanto en los costos de capital como en los de operación. 28.4. INDICADORES DE LA EXISTENCIA DE LA CORROSIÓN. Demasiado gas ácido en la solución rica o pobre. Productos de degradación en la solución. La tasa de corrosión se mide en milésimas de pulgada por año (mpy). Una tasa de corrosión de 5 a 10 mpy. Se considera tolerable. Con este desgaste los equipos deberían durar entre 10 y 20 años. El punto ideal de operación se alcanza cuando el contenido de gas ácido en la solución se aumenta hasta que la corrosión llegue al mínimo tolerable.

28.5. COSTOS DE CORROSIÓN: LOS COSTOS DE CORROSIÓN INCLUYEN: El reemplazo de los equipos corroídos. Paros no programados de la planta. Cambios drásticos de las operaciones. Contaminación de la amina. Pérdidas de la amina debido a la corrosión. Corrosión permisible. Mantenimiento preventivo innecesario. Uso de metales más costosos de lo necesario. Aspectos de seguridad. Peligros para la salud. Impacto ambiental.

28.6. MODUS OPERANDI Y LOS EFECTOS SOBRE LA CORROSIÓN. Por temor a la corrosión se opera de manera conservadora. Con esos procedimientos se incrementan los costos energéticos.

28.7. FORMAS DE ACELERAR LA CORROSIÓN. Sobrecargando la amina rica con gas ácido. Al regenerador con una temperatura muy baja en el rehervidor. Al aumentar el caudal de gas dejando igual los otros parámetros. Fallas de laboratorio al medir la concentración de amina. Al permitir la entrada de cloruros. En el gas de alimentación. En el agua de reposición. Al permitir que la amina se oxide con el aire. En el tanque de abastecimiento. En los tanques de almacenamiento, exteriores. exteriores. El oxígeno reacciona con H2S de la solución y forma azufre libre, el cual genera corrosión severa. El amoníaco se forma en la amina, cuando ésta se degrada térmicamente o puede entrar con el gas. Luego genera problemas serios de corrosión, especialmente en el condensador del tope. El SO2 (dióxido de azufre) en contacto con el agua de la solución forma ácido sulfuroso, el cual es corrosivo. Estos contaminantes se pueden alejar de la solución con un sistema de lavado con agua del gas de alimentación. Los sistemas de aceite caliente normalmente causan problemas de resbalamiento superficial y subsecuente corrosión. Los siguientes ejemplos pueden servirles de guía: T = 450 a 550º F Cambio de los haces de tubos tres veces al año. T = 320º F En servicio durante treinta años, sin reparaciones. T = 245º F El rehervidor de la planta modelo opera a 242 – 245º F.

28.8. PRESIÓN EN EL REGENERADOR Cuando la presión del regenerador es muy alta (25 lpcm o más), la regeneración es pobre y la corrosión del lado de la amina pobre y en el rehervidor es severa. Cuando la planta tiene unidad recuperadora de azufre, la presión recomendable es de 6 a 9 lpcm. La válvula de la solución pobre nos indica la presión del regenerador.

Totalmente abierta: La solución tiene dificultades para fluir, se debe aumentar la presión. Promedio de apertura: Entre ¼ a ½ Presión del regenerador muy alta y debe bajarse. Abierta +- ¾ Normal. 28.9. TEMPERATURA DEL REHERVIDOR. Para la mayoría de las unidades de amina, una presión de fondo en el regenerador de 0 a 15 lpcm y una temperatura de 240º F a 260º F, es suficiente. El rehervidor de la planta modelo trabaja a 8 lpcm y 242º F. Si esta temperatura se bajara a 230 – 235º F, podría aparecer corrosión, especialmente cuando hay CO2 en el sistema. Algunas veces se trata de sacarle mayor eficiencia al intercambiador amina rica/ pobre, aumentando la temperatura de la amina rica que va al regenerador. Cuando esta temperatura alcanza valores de 205º F a 210º F, se necesita acero inoxidable en los tubos del intercambiador y en la parte superior de la carcaza del regenerador.

28.10. MÉTODOS PARA MEDIR LA CORROSIÓN. 28.10.1. MÉTODO DEL CUPÓN. Es lento. Podría generar falsas interpretaciones. La persona debe estar bien entrenada. Mide la tasa promedio durante el período de prueba. Es una guía relativa sobre la corrosión.

28.10.2. PRUEBA DE RESISTENCIA ELÉCTRICA. Es una información más rápida. Es más exacta que el método del cupón. Puede suministrar registros continuos. Detecta la corrosión en el momento en el que ocurre. Le da al operador la información necesaria para hacer los cambios que minimizan la corrosión.

ANÁLISIS DE FALLAS SECCIÓN No. 2 COMPROBACIÓN DE LOS DATOS VITALES EN EL FUNCIONAMIENTO DE LA PLANTA

1.

VERIFIQUE LOS SIGUIENTES PARÁMETROS.

1.1

La diferencia de presión presión en el tope tope y el fondo de las torres. torres. Compárela con el valor rutinario. Si ha incrementado, puede haber formación de espuma.

1.2. La presión en el rehervidor. A mayor presión, mayor temperatura. Para la MDEA +, 8 lpcm = 242-244º F. 1.3. La diferencial de presión en el filtro mecánico. La normal es de 3 a 8 lpcm. Cuando llega a 20-25 lpcm, colapsa. 1.4. La diferencial de de presión presión en el filtro filtro de carbón. Se calcula siguiendo la recomendaciones del fabricante.

1.5. Temperatura en el rehervidor. Está en relación directa con la presión y el punto de burbujeo de la solución. 1.6. La diferencial diferencial de temperatura en el intercambiador amina / amina. Afecta de manera directa la operación del regenerador. 1.7

El perfil de temperatura del absorbedor. Es un indicador de la formación de espuma en la torre.

1.8. La diferencial de presión en el filtro, normal normal = 3 a 8 lpcm. Indica las condiciones de funcionamiento del filtro. 1.9. El calor de la solución. Indica si la solución está en e n buen estado. Si hay fragmentos metálicos aparecerá espumaje. 1.10. El contenido contenido de hidrocarburos en la solución. Si hay hidrocarburos hay espumaje, pérdida de solución, no se satisfacen las Especificaciones, etc. 1.11. Compare el caudal con los volúmenes normales o rutinarios. Si el caudal aumenta ó disminuye, cambian las especificaciones. 1.12. La presión del gas a la entrada, entrada, compárela con la presión presión normal o rutinaria. Si la presión baja y se conserva el volumen, aumenta el espumaje de tipo mecánico. 1.13. La temperatura temperatura del gas a la entrada. Debe ser menor que la temperatura de entrada de la amina, para que la Solución no arrastre condensados. 1.14. La concentración concentración de amina en la solución. Debe estar en su nivel. Para el caso de MDEA + 50% p/p. Al salirse de ese Rango se generan problemas. Ej. no se satisfacen l as especificaciones. 1.15. El nivel del líquido en el tanque de venteo. Puede indicar la formación de espuma. 1.16. El nivel de líquido en el tanque de abastecimiento. Puede indicar la formación de espuma. 1.17. El contenido de gas ácido en el gas tratado. Es función de la concentración de gas ácido en la entrada, del galonaje y de la concentración de la solución. 1.18. El contenido de gas ácido ácido en el gas que llega a la planta. Indica si el sistema está trabajando de acuerdo al diseño. A más gas ácido en la entrada, más gas ácido en la salida. 1.19. Mida el pH de la solución. Puede indicar que la solución se está descomponiendo. 1.20. Presión vs. Temperatura en el rehervidor. rehervidor. Caso específico MDEA MDEA + : Presión en el rehervidor: 8 lpcm. Temperatura del rehervidor 242º F a 244º F.

Temperatura del tope del absorbedor: 200º F. Temperatura a la salida del acumulador 120º F. Temperatura a la entrada del regenerador 205º F.

2.

FORMACIÓN DE ESPUMA Manera de detectar la formación de espuma.

2.1. Cambio abrupto de la presión presión diferencial en el absorbedor absorbedor o del del regenerador. 2.2. El tanque tanque de venteo se quedó quedó sin solución. 2.3. El tanque de venteo se llenó con hidrocarburos hidrocarburos líquidos. 2.4. Aumentan las pérdidas de solución. 2.5 El producto está fuera de especificaciones. 2.6. Aumenta el consumo de energía. 2.7. El nivel del líquido del tanque de abastecimiento, abastecimiento, desciende inesperadamente. 2.8 Se altera el perfil de temperatura del absorbedor. 2.9. Aumenta la temperatura aguas aguas debajo de la planta de amina.

3.

CAUSAS DE LA FORMACIÓN DE ESPUMA.

3.1. Hay sucio o fragmentos fragmentos metálicos en la solución. 3.2. Hay hidrocarburos líquidos en el sistema. sistema. Verifique el separador de entrada Compruebe que no haya hidrocarburos en el tanque de venteo. Mida la concentración de la solución. Si está por encima del 50% (MDEA +. HS-102) ocasiona problemas. 3.3. Velocidades muy altas del gas y de los líquidos. Velocidad muy alta del gas: Formación de espuma. Pérdidas del solvente. No se satisfacen las condiciones del diseño. 3.4. Velocidad muy alta de los líquidos o aumento aumento del caudal: No se satisfacen las condiciones del diseño. Corrosión. Menor selectividad, producto fuera de especificaciones. Pérdidas del solvente. 3.5 La disminución del caudal pude producir: Cargas altas del gas ácido en el sistema. Productos fuera de especificaciones. Corrosión. 3.6. Exceso de productos de degradación. 3.7. Formación de sales térmicamente estables.

Se eliminan con neutralizadores, como carbonato de sodio e hidróxido de sodio. 3.8. Mala selección del antiespumante.

4.

FUENTE DEL PROBLEMA: FORMACIÓN DE SPUMA.

4.1. Tome una muestra después del filtro y centrifúguela. ¿Está obscura o nublada?. ¿Tiene partículas sólidas en suspensión?. Limpie los elementos del filtro o cámbielos. Si hay recuperador instalado, aumente la alimentación de la solución que va al recuperador. Asegúrese de que la solución rica quede limpia antes de entrar al regenerador. 4.2 Verifique la temperatura de la solución a la entrada entrada de la planta. 4.3. Temperatura de de entrada de la solución solución al absorbedor, absorbedor, menos la temperatura de entrada del gas debe ser igual o mayor de 10º F. Si es menor-puede haber arrastre de hidrocarburos. 4.4 Separador ubicado a la entrada de la planta. Verifique si contiene hidrocarburos líquidos. 4.5. Tanque de venteo. Se quedó sin solución. El gas entró a la línea de líquido y formó la espuma. Tiene hidrocarburos líquidos. Verifique las facilidades de drenaje y compruebe que estén trabajando bien. Tome una muestra y compruebe la presencia de hidrocarburos líquidos en el sistema. 4.6. Hidrocarburos líquidos en la solución de amina. 4.7. La solución pobre está está entrando a una temperatura temperatura muy baja y arrastra condensados. 4.8. El separador de entrada no está está trabajando bien. Los hidrocarburos entran entran a la torre. 4.9. El punto de rocío a los hidrocarburos permite permite la condensación condensación interna.

5.

FILTROS. Caída de presión normal: 3 a 8 lpcm. Cuando se tapa, la presión excede de 15 a 25 y se colapsa.

5.1. Los filtros están rotos. 5.2. Filtros de papel o químicamente químicamente tratados tratados pueden producir espuma. 5.3. La lana virgen o los blanqueadores de algodón, en los filtros, pueden producir espuma.

6.

CAUDAL DE GAS ÁCIDO QUE LLEGA A LA PLANTA.

6.1. Compruebe que no esté llegando llegando gas en exceso. 6.2. Compruebe que la presión del del gas no esté por debajo de la condición de diseño.

7.

SI NO LOGRA LOCALIZAR LA RAZÓN DEL PROBLEMA. Use antiespumantes como última medida.

8.

EXCESO DE GAS ÁCIDO EN EL GASTRATADO.

8.1. Verifique si hay formación de espuma y corríjala. corríjala. 8.2. Compruebe que no esté entrando entrando más gas ácido que lo lo previsto en el diseño. diseño.  Asegúrese que el caudal está en en el nivel devdiseño. 8.3. Los intercambiadores intercambiadores de calor pueden estar estar rotos. rotos.

8.4. Mida el contenido contenido de gas a la entrada y a la salida salida del intercambiador. intercambiador. 8.5. La solución que trabaja trabaja con MDEA + está por encima encima del 50% p/p. p/p. Se pueden generar los siguientes problemas. Cambios en la viscosidad. Poca eficiencia en la absorción. Incremento de la captación de hidrocarburos. Transferencia de calor, pobre. Mayores requerimientos de bombeo. 8.6. La solución está está por debajo del 50% 50% por peso. Se pueden generar los siguientes problemas: Se requiere aumentar la tasa de flujo. Las cargas caloríficas en el rehervidor son más altas. Menos eficiencia en el servicio selectivo sele ctivo con CO2.

9.

EXCESO DE GAS ÁCIDO EN LA SOLUCIÓN POBRE.

(Normal: 0,005 moles de gas ácido por mol de amina, trabajando con MDEA +) 9.1. La carga calorífica del rehervidor es baja. 9.2. Hay fugas en los intercambiadores. 9.3. Puede haber cambiado la concentración de gas en la solución rica. 9.4

Se deben verificar las bandejas del regenerador. Pueden haber hidrocarburos en las bandejas del regenerador. Las bandejas pueden estar tapadas.

10.

DEMANDA ENERGÉTICA EXCESIVA EN EL REHERVIDOR.

10.1. Verifique la tasa de flujo de la solución de amina. La tasa de flujo puede haber aumentado o disminuido. Si la tasa de flujo es normal – puede haber corrosión. Se debe limpiar el haz de tubos del rehervidor. 10.2. La temperatura de la solución rica, a la salida del intercambiador, intercambiador, ha bajado.

La solución rica está saliendo demasiado fría del absorbedor. 10.3. Compruebe que el nivel de líquido esté por encima de los tubos del rehervidor, 6” como mínimo.

11.

PÉRDIDA DEL SOLVENTE. Pérdida de solvente que se considera con sidera normal: 1 a 3 libras / MM pcn.

11.1 El caudal del gas de alimentación alimentación es demasiado alto. 11.2. Bajó la presión del gas de alimentación. alimentación. Aumenta la velocidad del gas en la torre de absorción y, por lo tanto, las pérdidas de solución. 11.3 Se está formando formando espuma en el sistema, eso aumenta el consumo consumo de amina 11.4. Verifique el perfil de temperatura en la torre. torre. 11.5. Compruebe la diferencial diferencial de presión en las torres. 11.6. Verifique si la espuma es de tipo mecánico o químico.

12.

¿ COMO SE PUEDE COMPROBAR LA PÉRDIDA DE SOLUCIÓN ?

12.1. Revisando el separador en la descarga del absorbedor. absorbedor. 12.2. La velocidad del gas gas puede ser muy muy alta. 12.3. El extractor de niebla puede estar estar roto. 12.4. La temperatura del gas en la entrada debe estar 10º F por debajo de la temperatura de entrada de la solución. 12.5. Revise si hay arrastre de aminas en el gas del tanque de expansión. 12.6. Verificar si hay pérdidas excesivas excesivas de solución en los gases de cola. La temperatura del tope del regenerador puede ser muy al ta. En el caso de la planta modelo, MDEA + : 200º F a la salida de la torre y 120º F en el reflujo. 12.7. La solución se puede estar degenerando.

13.

DESCOMPOSICIÓN DE LA SOLUCIÓN.

13.1. La temperatura del rehervidor es demasiado alta. Por encima de 280º F. 13.2. La presión del regenerador es es muy alta (Ej. 25 lpcm.). lpcm.). 13.3. Hay presencia de sólidos en la solución. Los sólidos pueden llegar con el gas de alimentación. O se forman por corrosión en la planta. 13.4. Los filtros no están trabajando bien. 13.5. Se cambió la solución y no se limpió bien la planta. 13.6. Al parar la planta se recalentó recalentó la solución en el rehervidor.

13.7. Revise si hay manchas manchas calientes en el sistema. Al parar la planta se debe mantener la circulación para que la temperatura baje lentamente. Al recalentarse se daña.

14.

¿PORQUÉ SE DEGRADA LA AMINA?

14.1. La solución está sucia. 14.2. Se cambió la amina sin drenar bien la solución sucia. 14.3. Se le ha agregado agregado antiespumante antiespumante en exceso. Lo normal es de 5 a 20 ppm. Se agrega en forma ocasional y no de manera continua. Se agrega corriente arriba de los puntos de alta turbulencia. 14.4. Se están usando inhibidores de corrosión incompatibles con la solución. 14.5 La amina ha estado en contacto con el aire.

15.

SÓLIDOS EN SUSPENSIÓN. Ensucian la solución. Taponan los filtros. Disminuyen la eficiencia del filtro. Acortan la vida útil del carbón activado. Producen espuma. Aceleran la corrosión y la erosión.

ANÁLISIS DE FALLAS SECCIÓN No.3 PREGUNTAS QUE TODO PARTICIPANTE DEBE RESPONDER

1.

¿Porqué se eliminan primero los componentes ácidos del gas natural y se deshidrata después, podría invertirse el proceso? 2. ¿Qué es una unidad recuperadora de azufre. 3. ¿Porqué se remueven los contaminantes del gas natural? 4. ¿De qué variables depende la selección de un proceso de endulzamiento? 5. ¿Cuáles son los principales equipos que conforman una planta de endulzamiento? 6. ¿Porqué se instala un separador de entrada y otro a la salida de la planta? 7. ¿Cuál es la función del absorbedor o contactor en una planta de amina? 8. ¿Cómo se afecta la absorción del gas ácido en el solvente con la presión y la temperatura? 9. ¿Porqué se instala un tanque de venteo. 10. ¿Cómo afectan afectan la presión y la temperatura temperatura al proceso de regeneración de la solución.?

11. 12. 13. 14. 15. 16. 17. 18. 19. 20. 21. 22. 23. 24. 25. 26. 27. 28. 29. 30. 31. 32. 33. 34. 35. 36. 37. 38. 39.

40. 41. 42. 43. 44. 45. 46. 47. 48. 49

¿Para qué sirve el filtro? ¿Tipos de filtro que posee la planta modelo? ¿Qué componentes componentes podría podría usted esperar en el gas que alimenta la planta? ¿Cuáles son son las impurezas más comunes en el gas gas natural? natural? ¿En qué se diferencia diferencia el gas natural, natural, del petróleo y del condensado.? ¿Qué es una una libra-mol libra-mol o un mol de gas? gas? ¿Cómo calcularía calcularía usted usted alguna de las siguientes propiedades propiedades de una mezcla mezcla de hidrocarburos: gravedad específica, peso molecular, valor calorífico, presión seudocrítica o temperatura seudocrítica? ¿Qué diferencia diferencia al gas que alimenta la planta modelo del gas tratado? ¿Cómo se calcula el contenido de agua en el gas natural? natural? ¿Cómo se mide el contenido de agua en el gas natural? natural? ¿Qué especificaciones especificaciones debería tener el gas natural natural que va a ser conducido por tuberías. ¿Cómo afecta afecta la presión parcial de un gas a la absorción en una planta de amina? ¿Cree usted que el análisis del gas natural natural le indicará todos los componentes que tiene la muestra? ¿Qué es un ppm.? ¿A cuántos ppm,v. equivalen 7 libras de agua por millón de pies cúbicos normales? ¿Cómo sabría usted que hay hay H2S H2S en el ambiente? ambiente? ¿Cree usted que el H2S pueda encenderse sin la presencia de una chispa? ¿A qué se llama límite de inflamabilidad? ¿Utilizaría usted gas combustible con el 2% de H2S?. ¿Qué sucede si aumenta aumenta la proporción de H2S con respecto al CO2? ¿Cuál es la composición de los gases de cola de la planta modelo? ¿Cómo se afecta la la torre de absorción cuando baja la presión del gas de alimentación? ¿Cómo se afecta la la torre de absorción cuando sube la temperatura temperatura del gas de alimentación? ¿A qué temperatura del gas de alimentación alimentación se podría producir producir arrastre arrastre de condensados en la planta modelo? ¿Cómo se afectaría el sistema si cambia la composición composición del gas de alimentación de la planta.? ¿A qué llama usted diagrama binario? ¿Para que le sirve el diagrama binario del Agua-MEA o de la MDEA-Agua? ¿Cuál es la composición del vapor que sale por el tope de la torre de regeneración de una planta de MEA? ¿Se afectaría afectaría la torre de regeneración de una planta de deshidratación al aumentar la temperatura del tope de la torre?

PLANTA DE AMINA Enumere los parámetros parámetros de operación operación más importantes de la planta modelo. modelo. ¿Cómo es el perfil perfil de temperatura de la torre de absorción? ¿Qué sucede si se altera ese perfil? Enumere algunos tipos de amina que usted conozca, para retirar retirar los gases ácidos del gas natural. ¿Cuál es la materia materia prima para hacer la Metildietanolamina? Metildietanolamina? Enumere algunas características de la MDEA. Diga algunas características del Ucarsol. ¿Cuántos galones galones de solución recibió la planta cuando fue fue cargada cargada para el arranque? En 100 galones de solución al 50% p/p, ¿Cuántos galones hay de Ucarsol puro? Enumere los parámetros de operación más importantes de la planta de

endulzamiento. 50. ¿Cree usted usted que la planta modelo resistiría resistiría un un aumento aumento sustancial sustancial del volumen de gas tratado a las mismas condiciones de presión y temperatura? 51. Suponga que le está llegando un gas de alimentación mucho mucho más rico, ¿qué haría usted para verificar la posibilidad de arrastre de condensados dentro de la torre de absorción? 52. ¿Con qué tipo de gas tiene más riesgos riesgos de arrastre de de condensado y, con cuál menos posibilidades de tener hidrocarburos en el sistema? 53. Analice el comportamiento de la solución al 50% por peso, si cambia la presión en la torre de regeneración.

PROBLEMAS MÁS COMUNES EN LAS PLANTAS DE AMINA. 54. Enumere algunos problemas problemas que usted podría podría esperar esperar en la planta. 55. Relacione los parámetros de funcionamiento del absorbedor con la factibilidad de problemas. 56. Hable del contenido de gas ácido en la solución pobre, en la solución rica y dentro de la torre de absorción. 57. Calcule rápidamente rápidamente el galonaje requerido requerido en la planta modelo, para un un volumen del gas de alimentación de 200 MM pcdn. 58. Si baja la carga de alimentación, ¿qué ¿qué debería debería hacer con el galonaje? 59. ¿En cuanto estima usted usted las pérdidas de amina en la planta modelo? 60. Si las pérdidas de amina son muy altas, ¿Qué cree usted que está pasando? pasando? ¿Qué haría para resolver el problema? 61. Si se le degrada la solución, ¿Cuáles podrían podrían ser las causas probables? 62. Suponga que la concentración concentración de amina en en la solución está aumentando, ¿qué cree usted que está sucediendo? 63. ¿Cuánta agua de restitución restitución considera usted que es normal en la planta modelo? 64. Si la concentración de amina está bajando, ¿qué haría usted para para controlar  el sistema? 65. Si tiene que retirar retirar agua de la planta, ¿cómo lo haría? haría? 66. ¿Cuáles son las características características indicadoras de que hay problemas en en la planta? 67. Suponga que está aumentando aumentando mucho el contenido de gas ácido en el gas tratado. ¿cuáles podrían ser las causas?

FORMACIÓN DE ESPUMA. 68. 69. 70. 71. 72. 73. 74. 75.

¿Qué le hace pensar que se está empezando empezando a formar espuma en la planta? ¿Cuáles son son los problemas que ocasiona la formación formación de espuma? Enumere las causas causas para que se se forma forma espuma espuma en la planta. ¿Cómo detecta la formación de espuma en el absorbedor? absorbedor? ¿Y cómo lo hace en el regenerador? ¿Cómo podría evitar que se formara la espuma? ¿Cómo comprueba usted el carácter de un antiespumeante? ¿Cómo sabría sabría si la espuma espuma es de tipo mecánico o químico?

PRODUCTO FUERA DE ESPECIFICACIONES. 76. ¿Qué haría haría usted si el gas tratado tratado está saliendo fuera de especificaciones? especificaciones? 77. Si el rehervidor exige demasiada energía, ¿Qué piensa que podría estar  ocurriendo? 78. Suponga ahora que el contenido de gas ácido residual en la amina pobre es muy alto, ¿Qué piensa que podría estar pasando? 79. De manera rutinaria, ¿qué piensa hacer hacer durante su guardia?

80. Enumere los pasos que usted usted seguiría para arrancar arrancar la planta. 81. Si alguna vez oye decir que van a cambiar el Ucarsol HS-102 por el HS-101, ¿qué cambios esperaría usted? 82. Enumere los parámetros parámetros más importantes de la solución pobre. pobre. 83. ¿Qué podría usted usted esperar esperar si aumenta el caudal de la solución? 84. ¿Y qué, si el caudal de la solución disminuye? 85. ¿Qué pasa con la temperatura temperatura del rehervidor, rehervidor, si aumenta la presión? presión? 86. Enumere las características del sistema de regeneración. 87. Hable de la tasa de reflujo en el tope del del regenerador y los efectos efectos sobre la presión y la temperatura. 88. ¿Qué se conoce con el nombre de sales térmicamente estables? 89. ¿Cómo las eliminaría? 90. ¿Cuáles podrían podrían ser las consecuencias consecuencias de la eliminación de estas sales?

FILTROS. 91. 92. 93. 94. 95. 96. 97. 98. 99. 100.

¿Diferencia entre entre un filtro mecánico mecánico y uno de carbón activado? ¿A qué se llama carbón activado? En lugar del carbón carbón activado, activado, ¿podría ¿podría utilizar carbón de madera? Si un operador se olvida de colocar el cartucho del filtro, ¿qué cree que pasaría? ¿En donde debería estar colocado el filtro mecánico? ¿Qué hace el filtro de carbón? ¿Cuál sería sería la mejor mejor ubicación del del filtro filtro de de carbón? carbón? ¿Cómo sabe usted que el el filtro filtro se se está está tapando? Al retirar el filtro, ¿cómo sabe usted si está trabajando bien? Suponga que el filtro se tapa con asfaltenos, asfaltenos, ¿lo regeneraría con vapor? vapor?

CORROSIÓN. 101. ¿Cuáles son los parámetros parámetros que que intervienen en el cálculo del espesor de de pared de una tubería? 102. Explique, ¿cómo se corroe el metal? 103. ¿Cómo afecta afecta la presencia de de gases ácidos al desgaste de la tubería? tubería? 104. ¿Qué haría haría usted para preservar preservar la planta de los efectos de la corrosión? 105. ¿Cuáles son los indicadores que le dicen que está comenzando comenzando la corrosión? 106. ¿Cómo afecta afecta la temperatura del rehervidor a la celeridad de la corrosión? 107. ¿Qué relación hay entre entre la presión del regenerador y el aumento de la corrosión en el sistema?