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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA LA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE INGENIERÍA DE GAS
FACTIBILIDAD DE REEMPLAZO DEL SISTEMA DE ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA
Trabajo de Grado presentado ante la
Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: Ing. Leal Martínez, Jaime Enrique, MSc Tutor: Ing. Romero Hidalgo Ignacio, MSc
Maracaibo, mayo de 2011
Leal Martínez, Jaime Enrique. Factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento del gas natural de la Planta Urdaneta García (2011). Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela. 149 p Tutor: Ignacio Romero Hidalgo
RESUMEN
El agotamiento de las reservas de los yacimientos someros, ha hecho que se busquen nuevas alternativas de producción de hidrocarburos en yacimientos mucho más profundos (era cretácica) Dichos reservorios tienen la característica de poseer altas concentraciones de H2S que hacen dificultoso el manejo y el transporte de los fluidos. En Venezuela específicamente en PDVSA-Occidente se cuenta con una planta de endulzamiento llamada Urdaneta García que presenta problemas en la remoción de los compuestos ácidos. Este trabajo tiene como objetivo la determinación de la factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento del gas natural de dicha planta por otro basado en aminas. Esta investigación fue de tipo descriptiva y de campo; ya que los objetivos planteados permitieron describir y evidenciar la problemática existente entorno al proceso de desacidificación llevado a cabo en dicha instalación, tomando en cuenta para ello información extraída directamente de los equipos y sistemas que lo conforman. La población y muestra de esta investigación estuvo constituida únicamente por la Planta Urdaneta García por ser la única instalación destinada al endulzamiento de los fluidos hidrocarburos producidos por la empresa PDVSA División Occidente Para llevar a cabo esta investigación se procedió a describir las características del sistema de endulzamiento actual y se diagnosticaron los equipos que la conforman, posteriormente se diseñó un nuevo sistema de endulzamiento basado en el empleo de aminas y se realizó un análisis técnico-económico que permitió determinar la factibilidad del reemplazo. Palabras Claves: endulzamiento, desacidificación, aminas, H2S, yacimiento, gas natural. E-mail: [email protected]
Leal Martínez, Jaime Enrique. Feasibility of system replacement for natural gas sweetening in Urdaneta García Plant (2011). Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela. 149 p Tutor: Ignacio Romero Hidalgo
ABSTRACT
The depletion of shallow deposits, has made people to look for new oil production alternatives in much deeper deposits (cretaceous) These reservoirs have the characteristic of having high concentrations of H2S that make difficult the handling and transportation of these fluids. In Venezuela, PDVSA, specifically in the West Division there is a sweetening plant called Urdaneta García which have troubles in the removal of acidic compounds. This dissertation aims to determine the feasibility of replacing the system of natural gas sweetening of the plant for one based on amines. This research was applied and descriptive because their objectives described and demonstrated the existing problems around the sweetening process conducted at the facility, taking into account the information extracted directly from the equipment and systems. The population and sample of this research was constituted by Urdaneta García Plant which is the only sweetening plant existing in PDVSA West Division. To carry out this research, it was described the characteristics of the current sweetening system and then it was designed a new sweetening system based on amines and it was conducted a technical and economic analysis that allowed us to determine the feasibility of replacement. Keywords: Sweetening, amine, feasibility, replacement, process, H2S, depletion E-mail: [email protected]
DEDICATORIA
A Dios, por darme la dicha de vivir, ser mi luz, mi guía, y darme la fortaleza
necesaria para enfrentar los momentos difíciles durante toda mi vida.
A mi Familia, Mi bella esposa Lervis Romero y mi hija Paola Carolina, quienes me
han dado fuerza y apoyo incondicional en la consecución de mis objetivos.
A mis padres y hermanos, quienes me han apoyado en mis pasos desde mi
nacimiento y siguen allí dándome aliento y aconsejándome día a día.
A todos mis compañeros y amigos que de una u otra manera contribuyeron con el
logro mis metas.
AGRADECIMIENTO
A mi esposa Lervis Romero y mi hija Paola Carolina por ser Pilares de mi
motivación.
Gracias a mi tutor académico Prof. Ignacio Romero por su indudable contribución
en mi formación académica
A mis padres y hermanos por su apoyo de toda la vida.
A PDVSA por abrir sus puertas y permitirme cumplir una de mis metas.
TABLA DE CONTENIDO Página
RESUMEN………………………………………………………………….……………. 4 ABSTRACT….…………………………………………………………………………… 5 DEDICATORIA…………………………………………………………………………... 6 AGRADECIMIENTOS………………………………………………………….……….. 7 TABLA DE CONTENIDO……………………………………………………………….. 9 LISTA DE FIGURAS……………………………………………………………………. 11 LISTA DE TABLAS……………………………………………………………………… 12 INTRODUCCIÓN……………………………………………………………………….. 13 CAPÍTULO I. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA 14 1.1. Planteamiento y Formulación del Problema……………………………………. 14 1.2. Justificación, Alcance y Delimitación de la Investigación…………………….. 15 1.3. Objetivo General de la Investigación……………………………………………. 17 1.4. Objetivos Específicos de la Investigación………………………………………. 17 CAPÍTULO II. FUNDAMENTOS TEÓRICOS 18 2.1. Antecedentes de la Investigación………………………………………………… 18 2.2. Marco Teórico ……………………………………...…………………………. 19 2.2.1. Endulzamiento del Gas Natural ………………………...…………… 19 2.2.1.1. Tipos de procesos …………………………….……………. 21 2.2.1.1.1. Procesos con Solvente Químico……………….. 23 2.2.1.1.2. Procesos con Solvente Físico…………………………………….... 34 2.2.1.1.3. Procesos con Solvente Híbrido………………… 37 2.2.1.1.4. Procesos de Conversión Directa………………. 39 2.2.1.1.5. Procesos de Lecho Seco………………………... 42 2.2.1.2. Factores a considerar para la selección de un proceso…. 44 2.2.1.3. Partes de una Planta de Endulzamiento de Aminas…….. 52 2.2.1.4. Consideraciones de Diseño…………..…………………….. 58 2.3. Definición de Términos Básicos………………...…………………………... 61 CAPÍTULO III: METODOLOGÍA DE LA INVESTIGACIÓN 66 3.1. Tipo de Investigación……………………………………………………………... 66 3.2. Diseño de la Investigación……………………………………………………….. 67 3.3. Técnicas de Recolección de Datos……………………………………………… 67 3.3.1. Recolección de Datos Primarios…………………………………………. 68 3.3.2. Recolección de Datos Secundarios…………….………………………... 68 3.4. Población y Muestra de estudio………………………………………… 69 3.5. Procedimiento Metodológico……………………………………………. 69 3.5.1. Características del sistema de endulzamiento actual de la planta Urdaneta García………………………………………………………………………….
70
3.5.2. Características del gas natural a ser desacidificado…………………… 75 3.5.3. Diagnóstico de la problemática del sistema de endulzamiento actual de la planta Urdaneta García…………………………………………………………...
79
3.5.4.. Diseño del sistema de endulzamiento para el gas natural mediante el empleo de aminas……………………………………………………………………
83
3.5.4.1. Diseño de una Planta de Amina tipo Ucarsol HS-102………. 86 3.5.4.1.1. Condiciones de entrada y salida del gas………….. 86 3.5.4.1.2. Determinación de tasa de circulación de amina…. 89 3.5.4.1.3. Cantidad de calor tomado por el gas……………… 92 3.5.4.1.4. Temperatura de la solución Ucarsol en la descarga del absorbedor………………………………………………………………..
93
3.5.4.1.5. Intercambiador Amina Pobre – Amina Rica………. 96 3.5.4.1.6. Capacidad de la Bomba de Ucarsol……………….. 104 3.5.4.1.7. Cálculo del diámetro del absorbedor……..……….. 105 3.5.4.1.8. Cálculo del número de platos del absorbedor……. 108 3.5.4.1.9. Cálculo del diámetro del regenerador……………... 109 3.5.4.1.10. Cálculo del número de platos del regenerador…. 111 3.5.4.1.11. Resumen del diseño de la Planta de Ucarsol…… 112 3.5.5. Factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento actual…….. 114 CAPÍTULO IV ANÁLISIS DE LOS RESULTADOS 119
4.1. Análisis de las características del sistema de endulzamiento actual de la planta Urdaneta García…………………………………………………………...
119
4.2. Análisis de las características del gas natural a ser desacidificado………… 123
4.3. Análisis del diagnóstico de la problemática del sistema de endulzamiento actual de la planta Urdaneta García……………….……………………………
126
4.4. Análisis del diseño de la planta de aminas propuesto……………….. 129 4.4.1. Análisis del diseño de una Planta de Amina de tipo Ucarsol HS-102... 132
4.5. Análisis de la factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento actual de la planta………………………………………
135
CONCLUSIONES…………………………………………………………………….…. 136 RECOMENDACIONES…………………………………………………………………. 137 REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS…………………………………………………... 138 ANEXOS…………………………………………………………………………………. 140 1. Relación de reflujo vs P y T en la sección del tope del regenerador…………… 141 2. Diagrama binario MDEA/Agua a bajas presiones…………………………………………………………………… 142 3. Temperatura del rehervidor con solventes formulados (MDEA)………………… 143 4. Diagrama binario CO2/H2S a varias presiones…………………………………… 144 5. Diagrama binario MDEA/Agua, a varias presiones……………………………………………………………….. 145 6. Gravedad específica del Ucarsol HS-102, a 20°C………………………………... 146 7. Densidad vs Temperatura del Ucarsol HS-102 en °F……………………………. 147 8. Calor específico vs Temperatura del Ucarsol HS-102 en °F……………………. 148 9. Procesos de endulzamiento del gas……………………………………………….. 149
LISTA DE FIGURAS
Figura Página 1. Características generales de los procesos de endulzamiento……………. 22 2. Planta genérica de endulzamiento…………………………………………... 23
3. Procesos con solvente químico……………………………………………… 24
4. Cargas ácidas de las diferentes aminas…………………………….……… 31
5. Equipos que conforman una planta de amina……………………………… 52
6. Diagrama del Proceso de Endulzamiento de la Planta UD García……… 71 7. Diagrama detallado del Sistema de Endulzamiento N° 3……………….. 74 8. Cromatografía de gas de los pozos de lago……………………………….. 76 9. Cromatografía de gas de los pozos de tierra………………………………. 77 10. Caudal de gas a desacidificar según Plan de Negocio 2010-2029……… 78 11. Número de reemplazos de sulfatreat requeridos según PDN 2010-2029 82
12. Número de reemplazos de sulfatreat requeridos según capacidad teórica……………………………………………………………………………
82
13. Cromatografía del gas de alimentación de la planta de amina…………… 83 14. Diagrama P y T del gas natural de entrada………………………………… 86
15. Composición del gas de alimentación y salida considerando la concentración máxima de H2S………………………………………………..
87
16. Composición del gas de alimentación y salida considerando la concentración mínima de H2S………………………………………………...
88
17. Variables del proceso de regeneración……………………………………... 101 18. Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 1……… 120 19. Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 2……… 121 20. Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 3……… 123 21. Flujo másico del gas a desacidificar según PDN 2010-2029……………... 125
LISTA DE TABLAS
Tabla Página 1. Características del químico secuestrante…………………….……………… 71 2. Características físicas de la Torre Despojadora V-102……………………. 72 3. Características de la Torre Despojadora V-102…………………………….. 73 4. Características del producto Sulfatreat y de los Reactores……………….. 75 5. Rango de concentración de H2S según corriente de producción………… 78 6. Duración real de cada lecho de sulfatreat por cada reemplazo.................. 79 7. Cantidad de H2S removida por cada lecho de sulfatreat…………………... 80 8. Cantidad real de remoción de H2S (lbs de H2S/lbs de Sulfatreat)………… 81 9. Características del gas que llegará a la planta de amina………………….. 84 10. Tabla de propiedades de las aminas evaluadas…………………………..... 85 11. Matriz comparativa de las aminas más utilizadas en Venezuela…………. 85 12. Características del gas tratado (Concentración Máxima)………………….. 87 13. Características del gas tratado (Concentración Mínima)………………….. 88 14. Composición de la solución que llega al absorbedor………………………. 98 15. Composición de la solución que sale del absorbedor……………………… 98 16. Estimado de Costo Clase V para una Planta de Ucarsol HS-102………… 115 17. Flujo de Caja de Desembolsos para una Planta de Ucarsol HS-102…….. 116 18. Flujo de Caja de Desembolsos para reemplazo de sulfatreat según
capacidad de remoción real (PDN 2010-2029)……………………………… 117
19. Flujo de Caja de Desembolsos para reemplazo de sulfatreat según capacidad de remoción teórica (PDN 2010-2029)…………………………..
118
20. Estimado de Costo Clase V para una Planta de Ucarsol HS-102………… 135
INTRODUCCIÓN
El gas natural es un recurso no renovable, que debido a sus características
combustibles se le ha dado una amplia gama de aplicaciones que van desde el uso
doméstico hasta las diversas ramas industriales. Para que este combustible pueda ser
utilizado es conveniente que pase por un proceso de purificación, que es denominado
endulzamiento ya que el gas tal como es extraído de los yacimientos, contiene algunos
compuestos indeseables como el ácido sulfhídrico, bióxido de carbono y agua, los que
ocasionan contaminación, corrosión y restan poder calorífico al gas.
Como en todos los procesos que abarca la industria química, la necesidad de
reducir en las plantas los costos operativos y aumentar la producción dentro de los
estándares de calidad que rigen el mercado, han llevado al desarrollo de nuevos
procesos y a optimizar los yacimientos ya establecidos. El aumento en la demanda de
gas natural obliga a mejorar los procesos de endulzamiento, con el incremento de la
producción de gas dulce y la disminución de los costos de operación. El tratamiento del
gas natural en la industria química, de petróleo y gas está siendo cada vez más
compleja debido a los requerimientos de emisión establecidos por entes ambientales
gubernamentales. Adicionalmente, el aumento de la demanda de nuevos pozos con
componentes complejos y nuevas fuentes de gases ácidos está incentivando a los
especialistas de gas a buscar nuevas tecnologías, nuevos solventes y nuevas
alternativas para tratamiento como lo es uso de las aminas activadas.
La siguiente investigación ha sido estructurada en cuatro capítulos. En el Capítulo
I se presenta el planteamiento del problema, donde se detallará la forma en que fue
abordado el problema y los objetivos que se plantearon. El Capítulo II reúne las
condiciones teóricas, definiciones básicas, y toda una gama de información inherente al
desarrollo de los objetivos del estudio. En el Capítulo III se describe el tipo de
información y los medios que se utilizaron para la recolección de la misma así como la
metodología utilizada para el desarrollo de los objetivos planteados. En el Capítulo IV,
se presenta el análisis de los resultados que se obtuvieron del desarrollo de cada uno
de los objetivos.
CAPÍTULO I
PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA
1.1. Planteamiento y Formulación del Problema
Hoy en día, la producción de crudo y gas natural en el mundo se ha convertido en
un reto para las grandes industrias petroleras debido al agotamiento de las reservas de
los yacimientos someros, lo cual ha hecho que se busquen nuevas alternativas de
producción de hidrocarburos en yacimientos que son mucho más profundos (era
cretácica). Dichos reservorios tienen la característica de poseer altas concentraciones
de H2S que hacen dificultoso el manejo y el transporte de los fluidos asociados al
mismo. Para la extracción y el procesamiento eficiente de estos hidrocarburos se han
construido Plantas de Endulzamiento cuyos procesos de remoción de componentes
agrios ha venido evolucionando con el pasar de los años.
En Venezuela, específicamente en el campo Urdaneta Oeste del estado Zulia,
existe una Planta de Endulzamiento de Crudo y gas perteneciente a la empresa PDVSA
la cual fue construida (en el año 1990) para manejar una producción equivalente de
6300 BPD y 5 MMPCED mediante el empleo de dos sistemas de endulzamiento; uno
basado en un la estabilización de crudo y el otro basado en el endulzamiento de gas por
lechos sólido (Sulfatreat). Este último sistema ha venido perdiendo eficiencia en los
últimos años hasta el punto que la gerencia de la empresa PDVSA ha implantado un
sistema de inyección de química secuestrante como complemento al sistema original.
La pérdida de eficiencia del proceso de remoción de H2S por Sulfatreat se ve
manifestada en los siguientes puntos:
Tiempo de reposición de los lechos sólidos para cada uno de los reactores
existentes en la planta relativamente cortos, lo cual repercute directamente en
el incremento de los costos operacionales. En adición a esto, se destaca la
problemática existente entorno a la disposición final del sulfatreat reemplazado,
ya que el mismo es colocado en una fosa descubierta al ambiente generando
así contaminación y riesgos de enfermedades para la comunidad que existe en
los alrededores.
Concentraciones de H2S relativamente altas en la salida de gas de los
reactores de sulfatreat, lo cual lo hace inmanejable para el proceso aguas
abajo.
Empleo de química secuestrante para la reducción de la concentración de H2S
del gas que alimenta a los reactores de sulfatreat, esto con la finalidad de
garantizar que el gas pueda ser endulzado en su totalidad. Esta opción
incrementa aún más los costos de operación de la Planta de Endulzamiento.
Utilización de mechurrio para la quema de gas remanente obtenido de la torre
de estabilización de crudo, lo cual genera contaminación ambiental y viola la
norma de fiscalización de los hidrocarburos
De no definirse una estrategia que permita corregir las desviaciones antes
planteadas, es probable que se produzca el continuo incremento de los costos
operacionales, el deterioro de los equipos de los procesos aguas abajo de la Planta de
Endulzamiento (Compresores, gasoductos, depuradores, entre otros) y la penalización
de la empresa PDVSA por parte del Ministerio de Energía para el Poder Popular por la
continua quema de hidrocarburos gaseosos.
Por las razones antes mencionadas se hace necesario determinar la factibilidad
del reemplazo del sistema de endulzamiento actual de la Planta Urdaneta García por
otro basado en aminas ya que las mismas permiten la remoción confiable del H2S
mediante el uso de fluidos que son regenerables en el tiempo disminuyendo así los
costos de procesamiento.
1.2. Justificación, Alcance y Delimitación de la Investigación
1.2.1. Justificación de la investigación
Con la realización de este proyecto se espera que la Planta de Endulzamiento
Urdaneta García pueda lograr:
La disminución de los costos operacionales asociados al proceso de
endulzamiento
La especificación del gas de venta obtenido del proceso de endulzamiento
La eliminación de la dependencia del sistema de endulzamiento basado en la
inyección de química secuestrante.
El control de la quema de gas a través de la utilización de mechurrios
La eliminación de los productos de desechos obtenidos luego de la reposición del
sulfatreat
El aporte metodológico de este trabajo de investigación es la descripción de los
pasos a seguir para el Diseño de un Sistema de Endulzamiento de Gas para la Industria
Petrolera aplicable a cualquier Planta de Endulzamiento existente en PDVSA
Exploración y Producción, el cual servirá como material de consulta a otros
investigadores.
1.2.2. Alcance de la Investigación
El desarrollo de esta investigación contempla el diagnóstico del sistema de
endulzamiento existente en la Planta Urdaneta García de la empresa PDVSA, el diseño
de un nuevo sistema de endulzamiento basado en aminas y la determinación de la
factibilidad de reemplazo del sistema de endulzamiento actual.
Es importante destacar que a pesar que la Planta Urdaneta García está destinada
al endulzamiento de crudo y gas de los pozos de tierra y lago asociados al campo
Urdaneta, la misma se centrará sólo en el sistema de endulzamiento de gas por ser
éste el único objeto de estudio de la maestría y por ser éste el que presenta mayores
deficiencias en el proceso.
1.2.3. Delimitación de la Investigación
1.2.3.1. Delimitación Espacial
Esta investigación se encuentra delimitada espacialmente en la Planta de
Endulzamiento de Crudo y Gas Urdaneta García ubicada en la cañada de Urdaneta y
perteneciente a la U.E. Urdaneta del Distrito Lago Norte - División Occidente de PDVSA
Exploración y Producción.
1.2.3.2. Delimitación Temporal
Este estudio se efectuará en un lapso de ocho (6) meses comprendidos desde el
mes de mayo de 2010, hasta el mes de octubre de 2010.
1.3. Objetivos General de la Investigación
Determinar la factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento del gas
natural de planta Urdaneta García por otro basado en aminas
1.4. Objetivos específicos de la investigación.
Describir las características del sistema de endulzamiento actual de la planta
Urdaneta García
Describir las características del gas natural a ser desacidificado.
Diagnosticar la problemática sobre el funcionamiento del sistema de
endulzamiento actual de la planta Urdaneta García
Diseñar un sistema de endulzamiento para el gas natural utilizando aminas
Determinar la factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento actual de
la planta.
CCAAPPÍÍTTUULLOO IIII
FFUUNNDDAAMMEENNTTOOSS TTEEÓÓRRIICCOOSS
22..11.. AAnntteecceeddeenntteess ddee llaa IInnvveessttiiggaacciióónn..
Las investigaciones se inician con inquietudes por un tema en particular,
originando trabajos de investigación con marcados precedentes. Por tal motivo,
los estudios anteriores a este trabajo representan una fuente de información que
sirve de base para establecer, descubrir o plantear nuevos esquemas.
Nava Martínez, Daliany Del Rosario (2002). “Evaluación y adecuación del modulo de endulzamiento de gas por amina en la planta Urdaneta García”. Trabajo de Grado para optar al título Magíster Scientiarum en Ingeniería de Gas. Universidad del Zulia, Facultad de Ingeniería, Maracaibo, Estado Zulia. Venezuela. La U.E. La Salina posee una planta de aminas, la cual por diseño requiere de un volumen de gas ácido estimado en 5,0 MMPCED o más motivado al bajo volumen de gas ácido producido por los pozos del área de Urdaneta-García no ha logrado completar su dieta dando origen al mal funcionamiento y otros problemas y se visualiza una excelente oportunidad en el caso de lograr convertirse a unidades procesadoras de crudo logrando expandir su capacidad, con los ahorros consiguientes. Debido a que las torres de aminas existentes T-201 y V-201 no fueron diseñadas para tal fin se realizaron simulaciones con la finalidad de evaluar y adecuar dichas torres. La hidráulica de los platos que se tomo muy en cuenta ya que es uno de los factores más importante, por que podría ocasionar problemas de inundación dentro de las torres. De los resultados obtenidos tenemos que la torre V-201 podrá funcionar como torre estabilizadora de crudo y de acuerdo a las evaluaciones realizadas la torre V-102 y la T-201 no presenta problemas de inundación. De la misma manera fueron evaluados los equipos asociados al proceso tanto para el actual como para el caso futuro y se llego la conclusión que para el tren adicional se necesita un trifásico de 4 ft de diámetro y una longitud efectiva de 15 ft para manejar un flujo de crudo de 6000 BPD y un flujo de gas de 3,00 MMPCED. En cuanto a la capacidad de almacenamiento de crudo los 4 tanques existentes en la planta tienen capacidad suficiente para cubrir el aumento de la producción esperada”
Vargas Fuenmayor Magaly C.; Becerra Mendoza, Luis Simón (1983). “Diseño de un proceso de endulzamiento de gas natural con monoetanolamina”. Tesis especial de Grado. Universidad del Zulia, Facultad de Ingeniería, Maracaibo, Estado Zulia. Venezuela. Se estudió el comportamiento de un equipo de endulzamiento de gas natural con líquido (monoetanolamina) a diferentes condiciones de concentración de amina, presión y caudal de gas de alimentación. Se obtuvieron resultados solamente para la absorción del dióxido de carbono por la imposibilidad de mantener estable la concentración del sulfuro de hidrógeno en cilindros de acero inoxidables y en cilindros recubiertos internamente con resina epóxica. Los
resultados de la absorción del dióxido de carbono con solución de monoetanolamina coincidieron con los aportados por la literatura y oscilaron entre 62 y 74 por ciento para la solución de amina sin regenerar y entre 54 y 68 por ciento para la solución de amina regenerada, observándose que a medida que se incrementó la concentración de la solución de amina, la absorción del dióxido de carbono aumentó. También se encontró que los incrementos de presión y caudal del gas de alimentación no afectaban considerablemente la absorción del dióxido de carbono. Los análisis de las muestras de gas fueron realizados, mediante la utilización de un Cromatógrafo hewlett Packard con detector a la llama”
Santos, Tielvis (2003). “Optimización del proceso de endulzamiento de gas de la Planta Urdaneta García”. Trabajo de Grado para optar al título Magíster Scientiarum en Ingeniería de Gas. Universidad del Zulia. Maracaibo. Estado Zulia. Venezuela. En esta investigación se llevó a cabo un estudio de optimización del proceso de endulzamiento del gas en la Planta Urdaneta García, que incluyó la evaluación de los equipos y del sistema de endulzamiento de gas existente (Reactores de SulfaTreat®) mediante simulaciones y correlaciones, verificando la posibilidad de incrementar el volumen adicional de gas ácido a tratar desde unos 2 MMPCED hasta unos 7 MMPCED, identificando posibles limitaciones, cuellos de botella y otros problemas. Adicionalmente se realizó una evaluación económica entre las opciones disponibles para el posible reemplazo del SulfaTreat® normal por otro más efectivo o por una planta de aminas nueva. Como resultados se obtuvo que los equipos existentes podían manejar el incremento de capacidad propuesto, exceptuando uno de los depuradores instalados. Así mismo, se determinó que era rentable reemplazar el sistema de endulzamiento con SulfaTreat® por una planta de aminas con recuperación de azufre.”
2.2. Marco Teórico
El principal objetivo que persigue el marco teórico de una investigación es
fijar dentro de un conjunto de conocimientos, las bases que soportan cada una de
las variables que intervienen en la problemática de estudio. A continuación se
presenta las bases teóricas que soportan el diseño del sistema gerencial a
proponer.
2.2.1. Endulzamiento del Gas Natural
El endulzamiento del gas se hace con el fin de eliminar el H2S y el CO2 del gas
natural. Como se sabe el H2S y el CO2 son gases que pueden estar presentes en el gas
natural y pueden en algunos casos, especialmente el H2S, ocasionar problemas en el
manejo y procesamiento del gas; por esto hay que eliminarlos para llevar el contenido
de estos gases ácidos a los niveles exigidos por los consumidores del gas. El H2S y el
CO2 se conocen como gases ácidos, porque en presencia de agua forman ácidos, y un
gas natural que posea estos contaminantes se conoce como gas agrio.(10)
Entre los problemas que se pueden tener por la presencia de H2S y CO2 en un gas
se pueden mencionar:
Toxicidad del H2S.
Corrosión por presencia de H2S y CO2.
En la combustión se puede formar SO2 que es también altamente tóxico y
corrosivo.
Disminución del poder calorífico del gas.
Cuando el gas se va a someter a procesos criogénicos es necesario eliminar el
CO2 porque de lo contrario se solidifica.
Los compuestos sulfurados (mercaptanos (RSR), sulfuros de carbonilo (SCO) y
disulfuro de carbono (CS2)) tienen olores bastante desagradables y tienden a
concentrarse en los líquidos que se obtienen en las plantas de gas. (10)
Un proceso de endulzamiento se puede decir, en general, que consta de cinco etapas
Endulzamiento. Donde se le remueve por algún mecanismo de contacto el H2S
y el CO2 al gas. Esto se realiza en una unidad de endulzamiento y de ella sale
el gas libre de estos contaminantes, o al menos con un contenido de estos igual
o por debajo de los contenidos aceptables. (17)
Regeneración. En esta etapa la sustancia que removió los gases ácidos se
somete a un proceso de separación donde se le remueve los gases ácidos con
el fin de poderla reciclar para una nueva etapa de endulzamiento. Los gases
que se deben separar son obviamente en primer lugar el H2S y el CO2 pero
también es posible que haya otros compuestos sulfurados como mercaptanos
(RSR), sulfuros de carbonilo (SCO) y disulfuro de carbono (CS2). (17)
Recuperación del Azufre. Como el H2S es un gas altamente tóxico y de difícil
manejo, es preferible convertirlo a azufre elemental, esto se hace en la unidad
recuperadora de azufre. Esta unidad no siempre se tiene en los procesos de
endulzamiento pero cuando la cantidad de H2S es alta se hace necesaria. En la
unidad recuperadora de azufre se transforma del 90 al 97% del H2S en azufre
sólido o líquido. El objetivo fundamental de la unidad recuperadora de azufre es
la transformación del H2S, aunque el azufre obtenido es de calidad aceptable, la
mayoría de las veces, para comercializarlo. (17)
Limpieza del gas de cola. El gas que sale de la unidad recuperadora de azufre
aún posee de un 3 a un 10% del H2S eliminado del gas natural y es necesario
eliminarlo, dependiendo de la cantidad de H2S y las reglamentaciones
ambientales y de seguridad. La unidad de limpieza del gas de cola continua la
remoción del H2S bien sea transformándolo en azufre o enviándolo a la unidad
recuperadora de azufre. El gas de cola al salir de la unidad de limpieza debe
contener solo entre el 1 y 0.3% del H2S removido. (17)
Incineración. Aunque el gas que sale de la unidad de limpieza del gas de cola
sólo posee entre el 1 y 0.3% del H2S removido, aun así no es recomendable
descargarlo a la atmósfera y por eso se envía a una unidad de incineración
donde mediante combustión el H2S es convertido en SO2, un gas que es menos
contaminante que el H2S. Esta unidad debe estar en toda planta de
endulzamiento. (17)
2.2.1.1. Tipos de procesos Existen muchos procesos para la remoción de gas ácido de las corrientes de gas
natural o sintético. 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 (10)
La siguiente información acerca de los procesos más comúnmente utilizados se ofrece
como una guía en la determinación de cuáles podrían ser los sistemas más
convenientes para una situación dada. Algunos factores que afectarán la selección son
los siguientes:
Afinidad de hidrocarburos
Degradación por la presencia de oxígeno o trazas de componentes
contaminantes
Costos de la planta
Costos de operación
Pagos de regalías
Confiabilidad del proceso
Toxicidad del solvente o reactivos empleados
Disposición de subproductos
Operación normal y libre de los problemas
Los procesos que se aplican para eliminar H2S y CO2 se pueden agrupar en cinco
categorías de acuerdo a su tipo y pueden ser desde demasiado sencillos hasta
complejos dependiendo de si es necesario recuperar o no los gases removidos y el
material usado para eliminarlos. En algunos casos no hay regeneración con recobro de
azufre y en otros si (10). Las cinco categorías son:
Procesos con solvente químico
Proceso con solvente físico
Proceso con solvente híbrido
Proceso de conversión directa
Proceso de lecho seco
En la figura 1 se muestra un resumen de las características generales de estos
grupos o categorías de procesos
Figura 1. Características generales de los procesos de endulzamiento Fuente: Martínez (2002)
22..22..11..11..11.. PPrroocceessooss ccoonn SSoollvveennttee QQuuíímmiiccoo
En estos sistemas 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 de calor y/o por reducción de la
presión de operación, para liberar los gases ácidos y regenerar el solvente. Una vez
regenerada, la solución se envía nuevamente a la unidad de absorción (Ver Figura 2)
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).
Figura 2. Planta genérica de endulzamiento
Fuente: Martínez (2002.)
La afinidad hacia el CO2 se reduce con aminas secundarias o terciarias. En la
práctica, esto significa que, por lo menos, parte de la solución en el proceso de
regeneración puede ser afectada por la reducción de presión en la planta, con la
correspondiente disminución de suministro de calor
Las soluciones de carbonato de potasio generalmente incluyen activadores para
aumentar la cinética de la reacción, pero estos solventes son difíciles de regenerar con
un simple descenso de la presión
En general, los solventes químicos presentan alta eficiencia en la eliminación de
los gases ácidos, aún cuando se trate de un gas de alimentación con baja presión
parcial de CO2
Las principales desventajas de estos procesos son: la demanda de energía, la
naturaleza corrosiva de las soluciones y la limitada carga de gas ácido en la solución,
debido a la estequiometria de las reacciones. (10)
La figura 3 enumera los principales procesos comerciales que trabajan con
solventes químicos
Figura 3. Procesos con solvente químico Fuente: Martínez (2002)
Como se pudo observar en la tabla anterior, los procesos con aminas y las sales
con carbonato de potasio son los más conocidos, de allí que se proceda a describir
cada una de ellos
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 usa preferencialmente en
procesos no selectivos de remoción del CO2 y del H2S, aunque algunas impurezas,
tales como el COS, CS2 y el oxígeno, tienden a degradar la solución, por lo cual no se
recomienda en esos casos.
Con MEA se logran concentraciones muy bajas de CO2/H2S. Es útil en
aplicaciones donde la presión parcial del gas ácido en la corriente de entrada sea baja.
La corrosión y la formación de espuma 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, lo cual a su vez,
necesita de una demanda calórica igualmente alta.
La MEA es la base más fuerte de las diferentes aminas y ha tenido un uso
difundido, especialmente cuando la concentración del gas ácido es pequeña. Por su
bajo peso molecular, tiene la mayor capacidad de transporte para gases ácidos con
base en peso o volumen, lo que significa menor tasa de circulación de amina para
remover una determinada cantidad de gases ácidos.
La presión de vapor de la MEA es mayor que para las otras aminas a la misma
temperatura, lo cual podría producir mayores pérdidas por vaporización. Este problema
se disminuye con un simple lavado del gas dulce con agua. Los problemas de corrosión
pueden ser severos (mas aún, que con otras alcanoaminas), 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. (17)
Para producir el nivel de corrosión, la concentración de solución y la carga del gas
ácido en la solución deben mantenerse bajas. La carga se debe minimizar para que no
se formen bicarbonatos y carbonatos. Con oxígeno, COS y CS2 se forman productos de
degradación, los cuales deben ser removidos añadiendo un álcali en un sistema de
recuperación (recuperador o reclaimer). Dow Chemical promueve un aditivo que,
supuestamente, permite el empleo de concentraciones más competitivas de MEA, sin
efecto de la corrosión
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
concentraciones de solución hasta el 30% por peso. La carga de gas ácido de la
solución puede ser aumentada.
El proceso Amine Guard solamente puede trabajar con trazas de H2S. El Amine
Guard-ST es tolerante al azufre y puede manejar el H2S, siempre que la relación molar
H2S/CO2 sea mayor de 0.005. La Dowell ha diseñado un proceso similar al MEA Amine
Guard, conocido como MEA GAS/SEPEC IT-1
De manera general se suele decir, sin especificar cuál de los procesos, que el
Amine Guard puede remover CO2, H2S, COS, y RSH, tanto de gases de síntesis como
del gas natural.
La temperatura del gas de carga varía de 50 a 150°F, las presiones, desde la
atmosférica hasta 1500 lpcm y la temperatura del proceso varía entre 100 y 270°F. 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 más de 375 unidades
instaladas.
Otras de las limitaciones de 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 cuando otros productos
como la MDEA o la MDEA +. (10)
DGA (Diglicolamina)
La DGA se usa en el proceso Flúor Econamina. El primero en utilizar
Diglicolamina. Fue el proceso Econamina, desarrollado conjuntamente por Flúor, El
Paso Natural Gas y Jefferson Chemicals. El proceso fue patentado por la Flúor, pero ya
la patente expiró
La DGA es una amina primaria, como la MEA, en cuanto a la reactividad, pero de
mejor estabilidad y baja presión de vapor, lo cual permite 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.
Sus desventajas se explican porque es más costosa y, cuando están presentes el
CO2 con COS y CS2, da productos de degradación que no son regenerables. La
solución típicamente utilizada es 65% por peso DGA o más alta. El uso de una
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 ha
demostrado que la corrosión es comparable, o menor, a la experimentada normalmente
con las aminas convencionales. (17)
La degradación de la solución absorbedora de amina se evita con el uso de una
técnica simple y barata de recuperación por alta temperatura, la cual purifica la solución.
En esta operación no está involucrada la adición de caústicos ni otras químicas. Los
requerimientos de compensación de la solución son generalmente menores que para
los procesos con amina convencional. 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. (10)
DEA (Dietanolamina) La DEA es mucho menos corrosiva que la MEA, pero la solución se vuelve muy
viscosa en concentraciones altas. La reacción de la DEA con COS y CS2 es más lenta
que con la MEA y los productos de la reacción son distintos, lo cual causa menores
pérdidas de amina al reaccionar con estos gases. Tienen una presión de vapor más
baja, por lo cual las pérdidas de solución de amina por evaporación son menores y
funciona bien absorbedores de naja presión. La DEA se degrada en igual forma que la
MEA, pero los productos de degradación tienden a hervir a la misma temperatura, lo
cual lo hace muy difícil separarlos por destilación y no se usan sistemas de
recuperación (reclaimer)
En cuanto a la concentración que se puede utilizar de cada producto, 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 aplicaba como regla general un máximo de 18% para MEA y 25%
para DEA debido a la composición, sin embargo, se ha determinado ahora que la DEA
no es corrosiva en niveles que exceden el 35% p/p.
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 terciarias se usan cuando se requiere alta selectividad hacia el H2S.
La DEA se usa para endulzar corrientes de gas natural que contenga un total de
105 o más de gases ácidos (H2S más CO2) a presiones de operación de unas 500 lpcm
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, simultáneamente con 2% en volumen de CO2 o menos. Los gases ácidos
removidos del gas natural se producen a una presión y temperatura apropiada para
servir como alimentación directa a una unidad de recuperación de azufre tipo Claus. (10)
Una unidad DEA-SNEA es similar a una unidad DEA convencional en muchos
aspectos. Las diferencias principales son:
a) Uso de mayores concentraciones de DEA
b) Optimación 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 600 lpcm hasta 1100 lpcm
tratando corriente de gases que contienen desde 11 hasta 35% de gases ácidos. La
relación de CO2/H2S varía desde 0,65 hasta 34 en estas unidades.
La mayor aplicación de la DEA es el tratamiento de gases de refinerías, en las
cuales se consiguen compuestos sulfurosos que podrían degradar la MEA. La DEA es
ligeramente más débil que la MEA y los productos de la degradación 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 al MEA es su baja actividad
DEA – Amina Guard y la DEA Amine Guard – ST son procesos DEA, con licencia
de la Union Carbide, 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. (10)
DIPA (Disopropanolamina)
La disopropanolamina es una amina secundaria como la DEA, ampliamente usada
en Europa y Japón. Es una tecnología abierta, pero también se emplea como solvente
en el proceso SHELL ADIP
Las soluciones DIPA, tienen gran capacidad para transportar gases ácidos, con
base molar, sin embargo, debido al alto peso molecular del solvente, requiere de tasas
másicas muy altas. Difícilmente el proceso DIPA pueda competir en la remoción de
CO2 con otros procesos, pero si en la remoción de H2S, donde es más eficiente.
Igualmente se utiliza en el tratamiento de líquidos. (10)
ADIP (Disopropanolamina activada)
El proceso SHELL ADIP emplea soluciones acuosas relativamente concentradas
(30 – 40% p/p). Es ampliamente usado para la remoción selectiva del sulfuro de
hidrógeno de gases de refinería con altas concentraciones de H2S/CO2. El COS se
remueve parcialmente (20-50%). Pero es posible lograr concentraciones bajas de H2S.
Las condiciones de operación más comunes pueden ser las siguientes: presión,
hasta 1900 lpcm en el absorbedor, y la temperatura, desde ambiente hasta 160°F.
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
Internacional Research.
EEElll ppprrroooccceeesssooo AAADDDIIIPPP,,, oootttooorrrgggaaadddooo eeennn llliiiccceeennnccciiiaaa aaa lllaaa CCCrrreeesssttt,,, uuutttiiillliiizzzaaa lllaaa
dddiiisssoooppprrrooopppaaannnooolllaaammmiiinnnaaa aaacccuuuooosssaaa cccooommmooo mmmeeedddiiiooo aaabbbsssooorrrbbbeeennnttteee... EEEsss sssiiimmmiiilllaaarrr aaalll ppprrroooccceeesssooo MMMEEEAAA
cccooonnnvvveeennnccciiiooonnnaaalll,,, pppeeerrrooo tttiiieeennneee lllaaasss sssiiiggguuuiiieeennnttteeesss vvveeennntttaaajjjaaasss:::
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
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 ADIP. (10)
MDEA (Metildietanolamina)
La metildietanolamina es una amina terciaria que reacciona lentamente con el
CO2, por lo cual, para removerlo, se requiere de un mayor número de etapas de
equilibrio en la absorción. Su mejor aplicación es la remoción selectiva del H2S, cuando
ambos gases están presentes (CO2 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 que la solución
contaminada o rica se puede regenerar por efecto de una separación instantánea
(“flash”), reduciendo o eliminando la carga de gas ácido en el regenerador.
Otra ventaja que ofrecer la MDEA, sobre otros procesos con amina, es su
selectividad hacia el H2S en presencia de CO2. Si el gas es contactado a una presión
suficientemente alta (800 – 1000 lpcm), bajo ciertas condiciones puede obtenerse un
gas con calidad para gasoductos de 4 ppm, y al mismo tiempo, desde 40 hasta 60% del
CO2 presente, puede fluir a través del contactor sin reaccionar con la amina. Con una
alta relación CO2/H2S puede usarse MDEA para mejorar la calidad de la corriente de
alimentación de gas ácido hacia una planta Claus para la recuperación de azufre. Se
utilizan soluciones de 30 – 50% por peso de amina. En la figura 4 se muestra una tabla
comparativa de las diferentes aminas, su concentración y la carga ácida removidas con
cada una de ellas (10)
Figura 4. Cargas ácidas de las diferentes aminas
Fuente: Martínez (2002)
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 CO2.
La A-MDEA o remueve los mercaptanos ni se puede utilizar sola para la remoción
selectiva del sulfuro de hidrógeno debido a la presencia del activador.
La regeneración parcial de la solución puede ser afectada por la evaporación de la
solución rica. Dependiendo de las especificaciones del gas tratado, es posible
suministrar una pequeña corriente lateral regenerada térmicamente, para una segunda
etapa de absorción (10)
UUccaarrssooll
En el proceso Ucarsol se utiliza MDEA para la remoción selectiva del H2S, pero se
incorporan inhibidores. La tecnología ha sido desarrollada por Union Carbide, con
diferentes formulaciones múltiples para controlar la reacción cinética relativa al CO2 y al
H2S. A esto se le ha llamado la familia UCARSOL. Esta empresa garantiza que la
MDEA se fabrique con las especificaciones que el cliente desea y para que el producto
satisfaga dichos requerimientos. (10)
PPrroocceessoo ddee EEnndduullzzaammiieennttoo qquuee uuttiilliizzaann ssaalleess ddee ccaarrbboonnaattoo ddee ppoottaassiioo Carbonato potásico caliente (Hot Pot)
Este proceso comprende una absorción estándar con una solución de carbonato
de potasio y despojamiento, con vapor a presión atmosférica. La absorción se controla
esencialmente por el líquido y depende de las tasas de difusión a través de la interfaz
gas-líquido y de la reacción con el carbonato. La solución de carbonato rico es retirada
en la base del absorbedor y enviada, a temperatura constante, hacia la parte superior
de la torre despojadora, donde una porción considerable del gas ácido es removida
después de expandirla a la presión del regenerador casi atmosférica.
Como la absorción y la regeneración son llevadas a cabo a temperaturas
esencialmente constantes, se eliminan los costosos intercambiadores de calor y los
requisitos energéticos. Se necesita vapor solamente para despojar y reemplazar la
pequeña cantidad de energía perdida por efectos de la expansión.
El proceso tiene las siguientes ventajas:
Es un sistema de circulación continua que utiliza un producto químico barato
Es isotérmico, tanto para la absorción como para la deserción
La absorción y la regeneración son efectuadas a la misma temperatura
Comparada con otros procesos la perdida de de carbonato de potasio durante
la operación es baja.
Las desventajas del proceso son:
Como los otros absorbentes líquidos utilizados en las plantas de endulzamiento,
la solución de carbonato está expuesta a los problemas de sólidos suspendidos
y a la formación de espumas en la parte superior del absorbedor
No remueve el H2S has las especificaciones de tubería
Es similar a otros procesos de remoción en cuanto a ser propensos a la
corrosión
El proceso es económicamente aceptable cuando se desea eliminar
concentraciones excesivamente grandes de gas ácido (10)
BBeennffiieelldd
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 los mercaptanos,
generalmente hacen falta dos o tres etapas de absorción
Las condiciones de operación pueden estar en el orden de 100 a 2000 lpcm, más
no debe haber un límite superior de presión. La temperatura del gas de alimentación
varia desde ambiente hasta 400 °F. La presión de regeneración es cercana a ala
atmosférica
Desde el punto de vista económico, el proceso es más favorable cuando se usa
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. (10)
PPrroocceessooss ddee eenndduullzzaammiieennttoo ccoonn ssaalleess bbáássiiccaass
GGiiaannmmaarrccoo VVeettrrooccookkee
El proceso Gianmarco Vetroke utiliza trióxido de arsénico para mejorar la
absorción y deserción del CO2 en el carbonato potásico. El proceso ha tenido poca
aceptación en los Estados Unidos a pesar de su larga historia. Debido a la toxicidad de
la solución, no se puede utilizar absorbedores de arsénico que tengan características
similares en otros procesos de carbonato potásico activado. Existen más de 200
plantas, 27 con regeneración de baja energía. Es muy utilizado en Italia para la
remoción de altas cantidades de CO2. (10)
Procesos ALKAZID-M
Es apropiado para la eliminación masiva de 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 aminas y no tiene ventajas especiales sobre cualquier otro proceso
selectivo. (10)
22..22..11..11..22.. PPrroocceessooss ccoonn SSoollvveennttee FFííssiiccoo
Estos procesos se caracterizable 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 necesaria la aplicación calor. Cuando se requiere de
especificaciones más extremas (con menor cantidad de gas acido 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 (C3+). Dependiendo de la composición de entrada, la pérdida de
hidrocarburos y el costo de su recuperación podrían hacer prohibitivas la utilización de
un proceso físico. (10)
Siguiendo la secuencia establecida, a continuación se describirán los principales
procesos de endulzamiento que trabajan con solventes físicos
SSeelleexxooll
El proceso Selexol se usa para la purificación del gas por remoción de H2S, CO2,
COS, mercaptanos, etc de las corrientes de gas por absorción física. El solvente,
dimetiléter de polietilenglicol (DMPEG), cuyo nombre comercial es selexol, tiene fuerte
preferencia por los compuestos con base de azufre, y conserva la capacidad de
absorber económicamente grandes cantidades de todas las impurezas.
El proceso Selexol, desarrollado por Allied Chemical Corporation, es ahora
propiedad de la Norton. 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 tubería.
Así como ocurre con todos los solventes físicos, hay gran coabsorción de
hidrocarburos. Esto obliga al reciclaje de los hidrocarburos recuperados y a su
utilización en el sistema de combustible. Una segunda desventaja del proceso Selexol
es su viscosidad a su temperatura de operación, lo cual obliga a diseñar con tiempos de
retención muy grandes, con el fin de permitir la separación total del gas
Una planta Selexol consiste en un absorbedor junto con medios para resorber por
expansión y/o despojamiento. Para mejorar la selectividad natural hacia compuestos
sulfurosos, algunas veces se incluye el reciclaje. Las temperaturas pueden ser
controladas muchas veces sin calentamiento o enfriamiento externo, usando turbinas
hidráulicas o intercambiadores de calor
No se necesita recuperador de solvente, ya que no existe degradación. Esto, junto
con una presión de vapor baja, significa también pérdidas bajas de solvente. 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
dentro de un amplio margen en el equipo existente (10)
SSeeppaassoollvv MMPPEE
Este proceso es propiedad de la BASF. Utiliza como solvente una mezcla de
polietilenglicol, dialquiléteres y puede alcanzar las especificaciones del gas por debajo
de 100 ppm de CO2. También es capaz de deshidratar el gas a un nivel aproximado de
5 libras por millón de pcn (10)
CCaarrbboonnaattoo ddee PPrrooppiilleennoo
El carbonato de propileno es producido por Dow Chemical. El proceso que lo usa
es patentado por Flúor, por lo cual también conocido como Solvente Flúor. Emplea un
compuesto orgánico anhídrido y carbonato de propileno para remover CO2 y H2S de la
corriente del gas natural. El uso de este solvente de alta capacidad, 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, más de 75 lpcm, y además el
contenido de hidrocarburos pesados es bajo.
El arreglo del proceso seleccionado para cualquier instalación en particular
dependerá de varios factores. Estos incluyen el grado de purificación requerido para el
CO2 y el H2S en el gas de alimentación, la presión de operación, etc. Como la
capacidad de transporte del solvente aumenta a baja temperatura, generalmente se
usan temperaturas del solvente por debajo de la ambiental para reducir al mínimo la
tasa de circulación
La economía del Carbonato de Propileno ha sido comparada con la de los
procesos: Gianmarco Vetrocoke, Carbonato de Potasio Caliente y Lavado con Agua,
utilizando un gas de alimentación que contenga 53% de CO2 y una especificación de
venta que permita el 2% de dióxido de carbono en el gas producido. Los resultaron
mostraron que el proceso de carbonato de propileno ofrecía ventajas sobre los otros,
tanto en la inversión inicial de la planta como en los costos de operación. Sin embargo,
la economía puede alterarse mucho por cambios en la composición del gas de
alimentación o por las especificaciones del producto. (10)
RReeccttiissooll
El proceso tiene licencia Linde & Lurgi. Utiliza un solvente orgánico, por lo general
metanol. Puede trabajar a temperaturas por debajo de 32°F. Deshidrata el gas de
alimentación y se recupera mediante destilación. El equipo va asociado con el
enfriamiento del gas de la alimentación, es pesado y requiere de aleaciones especiales
de acero al cromo para bajar las temperaturas. La pérdida de solventes por evaporación
es alta y la recuperación del solvente es compleja. (10)
PPuurriissooll
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 para recuperar el Purisol vaporizado, el cual tiene una presión de
vapor alta (10)
22..22..11..11..33.. PPrroocceessooss ccoonn SSoollvveennttee HHííbbrriiddoo
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 CO2, H2S, COS,
CS2 y mercaptanos. La selectividad hacia el H2S se logra ajustando la composición del
solvente y/o tiempo de contacto. La solubilidad de los hidrocarburos de alto peso
molecular se puede mantener dentro de límites razonables.
A continuación se presentan las principales características de los procesos que
trabajan con solventes híbridos:
SSuullffiinnooll
El proceso sulfinol usa una química elaborada con una mezcla de
diisopropanolamina y sulfolano. Es excelente para mercaptanos, COS y CS2 así como
también otros gases ácidos. 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.
El proceso Sulfinol ha sido usado en el endulzamiento de gases naturales donde el
contenido de H2S varía entre el 9% y el 53% molar y el contenido de CO2 de 1.1% a
28% molar. Una remoción satisfactoria de mercaptanos y de sulfuro de carbonilo se
logra en todas las mezclas
Las especificaciones para gas natural que se obtienen son:
H2S ---------------- por debajo de 4 ppm
CO2 ----------------- por debajo de 0.3 mol %
Azufre total --------por debajo de 17 ppm
AAmmiissooll
El proceso Amisol utiliza mezclas de metanol, MEA o DEA y aditivos. Es efectivo
para la remoción del CO2 por debajo de 5 ppmv. La absorción se produce a
temperatura ambiente y la regeneración por debajo de 175 °F. 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
OOppttiissooll
El solvente Optisol es un desarrollo reciente de Natco. Consiste en una mezcla de
solvente orgánico con agua y amina. Es similar al Sufinol, selectivo para la remoción de
H2S, COS, CS2 y mercaptanos (10)
2.2.1.1.4. Procesos de Conversión Directa
Los procesos de conversión directa se caracterizan por la selectividad hacia la
remoción del sulfura de hidrógeno (H2S). 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 H2S 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. El más importante de estos
procesos es el Claus, desarrollado en 1983 y el cual utiliza bauxita, alúmina y
aluminosilicatos, para remover el sulfuro de hidrógeno del gas natural. Mediante este
proceso la tercera parte del H2S se convierte en SO2 que al reaccionar con el H2S
remanente se transforma en azufre elemental. (10)
A continuación se presentan algunos procesos de conversión directa:
SSttrreettttffoorrdd
Se usa para el endulzamiento de gases naturales e industriales por remoción
completa del sulfuro de hidrógeno y para la remoción parcial de compuestos orgánicos
de azufre
Se logra un contenido de H2S de 1 ppmv 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 la partícula va de 0.5 a 25
micrones, los cuales se usan en insecticidas agrícolas y en todas las salidas
comerciales para el azufre elemental
El proceso Stretford trabaja con presiones que van desde 1 atmósfera hasta
presiones elevadas y temperaturas entre 90 y 115°F. Es más recomendado para
contenidos bajos de H2S en el gas tratado y para la remoción de sulfuro de hidrógeno
en contracorriente de gas ácido de baja presión. S e utiliza ´para tratar el gas de salida
en un proceso Claus. (10)
TTaakkaass
El proceso Takas incorpora una solución acuosa de carbonato de sodio,
antraquinona y sulfonato sódico y es conceptualmente similar al proceso 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 algún tiempo de residencia en el tanque. (10)
LLoo--ccaatt
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 quelantes, el componente de hierro es reducido por
el sulfuro de hidrógeno, de férrico a ferroso. El hierro ferroso es reoxidado o regenerado
con aire. Trabajan con presiones que oscilan desde la presión atmosféricas hasta 1500
lpcm y temperaturas que varían de 40 a 120°F. No requiere calor, la reacción es
exotérmica, con significativa producción de azufre. (10)
Proceso del Instituto Francés del Petróleo (I.F.P)
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.
El proceso IFP se usa para remover sulfuro de hidrógeno y óxido de azufre del gas
de cola de la unidada Claus en un nivel de 1500 a 2000 ppm de óxido de azufre. Se
emplea asimismo, para limpieza del gas de chimenea, bajando el contenido de óxidos a
500 ppm o menos. (10)
PPrroocceessoo SShheellll
El proceso Shell Scot fue patentado para limpiar el gas de desecho de las plantas
de azufre Claus modificadas. Simplificando el proceso reduce catalíticamente todos los
compuestos de azufre que entran en la unidad SCOT a H2S y luego extrae el H2S de
manera preferencial de los demás gases de la corriente. La corriente enriquecida con
H2S es devuelta a la unidad Claus para la recuperación de azufre.
Se aplica para aumentar la eficiencia de recuperación de azufre de las unidades
Claus, desde el nivel usual del 95% hasta más del 99.8% con el fin de disminuir la
contaminación ambiental. (10)
CCllaauuss
El proceso Claus es el más importante de los procesos de conversión directa y el
más usado. Fue desarrollado en 1883. No es fácil de operar y antes de adquirirlo, se
debe tener garantía de una operación satisfactoria
La reacción química de conversión directa que se produce se basa en la reacción
entre el sulfuro de hidrógeno y el dióxido de azufre, formando azufre elemental. Esta
reacción es exotérmica, se efectúa sobre catalizadores como: bauxitas, alúminas y
aluminosilicatos
La corriente de gas ácido que contiene sulfuro de hidrógeno, puede originarse en
una unidad convencional de amina o en un proceso similar, se alimenta a un horno de
reacción , donde se quema con suficiente aire para satisfacer la estequometría de la
reacción. Los gases calientes después de reaccionar, se enfrían en una secci´n
regeneradora de vapor del horno y luego se vuelve a enfriar en el primer condensador,
donde se remueve el azufre producido. Ya recalentados, los gases entran a l primer
convertidor catalítico donde se forma azufre adicional, el cual se condensa en el
segundo condensador. Dependiendo de la concentración de sulfuro de hidrógeno en el
gas ácido alimentado a las unidades, del número de etapas catalíticas de la calidad del
catalizador utilizado, pueden obtenerse eficiencias de conversión de hasta 98%. (10)
2.2.1.1.5. Procesos de Lecho Seco
Los procesos clasificados como de lecho seco son básicamente los de mallas
moleculares, el de esponja de hierro y/o Sulfatreat. A continuación se encontrará una
pequeña descripción sobre el alcance de cada uno de ellos:
MMaallllaass MMoolleeccuullaarreess
Las mallas moleculares pueden ser utilizadas para adsorber físicamente los
componentes ácidos, tales como el sulfuro de hidrógeno y el dióxido de carbono y luego
se regeneran utilizando temperaturas elevadas o gas de baja presión. Las mallas
moleculares son lechos fijos (típicamente UC, tipo 4-A-LNG) que operan con ciclos de
trabajo y se pueden utilizar para deshidratar el gas natural
El rango de vida de un lecho es de 3 a 10 años, dependiendo del trato que reciba
el tamiz durante la operación. Los cambios bruscos de presión, aparentemente
insignificantes, pueden canalizar la camada, con lo cual se debe cambiar antes de
tiempo el lecho
La regeneración del lecho sólido se logra reduciendo la presión y aplicando calor.
Usualmente, una pequeña cantidad de gas fluye a través del lecho para remover sus
constituyentes ácidos a medida que son desadsorbidos.
Debido a la inversión inicial y a las dificultades operacionales, no son
recomendados para volúmenes mayores a 15 MMPCED en procesos de
endulzamiento. En procesos de deshidratación, si son comunes en flujos altos (500
MMPCED) y por lo general se aplica después de aplicar la deshidratación previa con
TEG
De ordinario, los butanos y los productos más pesados contaminan los lechos
absorbentes, reduciendo substancialmente, su capacidad de remoción de H2S y CO2.
Por lo tanto es deseable un sistema aguas arriba para retirar los hidrocarburos pesados.
El proceso involucra dos o más absorbedores de lecho fijo y otras instalaciones de
regeneración. Por lo menos, un lecho está en absorción en todo momento, mientras los
otros están siendo regenerados (10)
PPrroocceessoo ddee EEssppoonnjjaa ddee HHiieerrrroo
Es una de las tecnologías conocidas para eliminar los componentes ácidos del gas
natural. Se suele utilizar en corrientes de gas pequeñas a medianas, por lo cual se
recomienda para instalaciones de bajo consumo.
Las virutas de madera se recubren de óxido de hierro para formar un material
activo y espaciado que puede reaccionar con el H2S del gas. Las virutas sirven como un
agente esponjoso, que permite el paso fácil del gas y provee el área para el contacto
del óxido de hierro con el gas. Los óxidos varían tremendamente en sus propiedades
purificadoras, dependiendo del estado físicoquímico de ellos
La humedad también juega un papel muy importante en la reacción. El óxido que
reacciona puede ser regenerado parcialmente (con oxígeno o aire) en presencia de
humedad. La regeneración puede hacerse in situ o sacándolo del recipiente, pero se
debe tener extremo cuidado para evitar un sobrecalentamiento o incendio ya que los
compuesto son pirogénicos
No es recomendable 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 la remoción de grandes cantidades de
H2S. La economía limita su aplicación para los gases que contengan menos de 320
ppm (10)
Entre las ventajas de la esponja de hierro, se pueden enumerar las siguientes:
Provee una remoción completa de concentraciones de sulfuro de hidrógeno de
pequeñas a medianas, sin remover el dióxido de carbono. Es un proceso
selectivo
Requiere de poca inversión, en comparación con otros sistemas
Es igualmente efectivo a cualquier presión de operación
Entre las desventajas de este proceso se mencionan:
Requiere de una instalación duplicada, o en su defecto, de la interrupción del
caudal de gas que se procesa
Tiene afinidad con la formación de hidratos cuando es operado a altas
presiones y con temperaturas que oscilan en el intervalo donde los hidratos se
pueden formar
Remueve el etil mercaptano, que se agrega al gas como odorizante
Con la entrada de aceites o destilados, el recubrimiento d esponja de hierro
requerirá de cambios más frecuentes
2.2.1.2. Factores que se consideran para la selección de un proceso
Los factores más importantes que se toman en cuenta para la selección de un
proceso son:
Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H2S, CO2, COS,
RSH, etc
Tipo y concentración de las impurezas en el gas ácido
Especificaciones del gas residual(gas dulce)
Temperatura y presión del gas ácido y del endulzado
Volumen de gas a ser procesado
Corrosión
Fracción molar de los hidrocarburos en el gas
Requerimientos de selectividad
Costos de capital y de operación
Regalías
Especificaciones de los productos líquidos (17)
A continuación se discuten los factores más importantes que se toman en cuenta
al momento de seleccionar un proceso de endulzamiento del gas natural
IImmppuurreezzaass eenn eell ggaass ddee aalliimmeennttaacciióónn
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 CO2 y el
H2S, el COS, CS2, mercaptanos, disulfuros e hidrocarburos pesados, Los líquidos de
hidrocarburos y el agua en algunos casos suelen ser problemáticos.
Las características del gas a tratar son determinantes en el diseño del proceso de
endulzamiento, algunos procesos tienen desempeños muy pobres con algunos gases
de entrada y deben ser eliminados en la selección. En cuanto a la composición del gas
el área de mayor importancia es la cantidad relativa de hidrocarburos pesados
recuperables; algunos procesos tienen tendencia a absorber hidrocarburos, y esta
tendencia es mayor mientras más pesados sean los hidrocarburos, los cuales no solo
crean problemas de espumas sino que también afectan el proceso de recuperación de
azufre.
La presión del gas de entrada también es un factor importante en la selección del
proceso. Los procesos con carbonato y los de absorción física requieren presiones de al
menos unas 400 Lpc., normalmente de 800 Lpc., por lo tanto estos procesos no se
podrán aplicar cuando se va a trabajar a presiones bajas.
La temperatura del gas también es importante porque define la temperatura del
solvente; una buena recomendación es que la temperatura del solvente sea unos 15 –
20 °F por encima de la del gas de entrada; pues si el solvente está más frío que el gas
de entrada habrá condensación y los siguientes problemas de formación de espumas.
La cantidad de gas a tratar define el tamaño del equipo y posiblemente el número
de plantas en paralelo cuando se manejan volúmenes grandes de gas. (10)
CCaannttiiddaaddeess ddee CCOO22 qquuee ssee vvaa aa rreemmoovveerr
Algunos procesos son realmente efectivos para la remoción del CO2 solamente
con pequeñas cantidades de H2S. Las mallas moleculares por ejemplo, ofrecen una
pobre economía de escala, ya que para la absorción de cantidades adicionales de CO2
requiere de un mayor número de mallas y, por lo tanto, peso extra
Las mallas moleculares están restringidas económicamente a contenidos
pequeños de CO2, en consecuencia, a medida que se desciende la cantidad de CO2
que se desea eliminar, menos impacto tiene la separación del CO2 sobre las ganancias.
Esto hace que la utilización de procesos con solvente químicos se haga más atractiva.
De la misma amanera, cuando se reduce la cantidad de CO2 que se va a tratar, el
incremento calórico necesario para la regeneración se hace menos importante. (17)
CCoonnssiiddeerraacciioonneess ddeell PPrroocceessoo
La temperatura y disponibilidad del medio de calentamiento se debe evaluar antes
de hacer el diseño, esto es importante en los costos de equipo y operación. La
disponibilidad del medio de enfriamiento también es importante por la misma razón
expuesta antes. Además la temperatura del medio de enfriamiento define la
temperatura de circulación del solvente. En zonas donde el agua es escasa y por lo
tanto costosa para usarla como medio de enfriamiento el aire pasaría a ser el medio de
enfriamiento a usar y esto hace que las temperaturas del solvente, especialmente en
verano, no puedan ser menores de 135 – 140 °F, lo cual impedirá usar solventes físicos
pues estos funcionan mejor a temperaturas bajas. (10)
EEssppeecciiffiiccaacciioonneess ddeell ggaass ttrraattaaddoo
Hay algunas especificaciones donde se requiere más cuidado con la extracción del
CO2 Por ejemplo 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.
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
Dependiendo de los contenidos de contaminantes permitidos en el gas de salida
del proceso habrá procesos que no podrán llevar las concentraciones a tales niveles y
por tanto serán eliminados. En algunos casos se requieren procesos selectivos porque,
por ejemplo, hay veces que es necesario dejar el CO2 en el gas de salida con el fin de
controlar su poder calorífico.
La selectividad también es importante en casos en que la relación CO2/H2S sea
alta y se requiera hacer pasar el gas ácido por una unidad recuperadora de azufre; la
presencia de CO2 afecta el desempeño de la unidad. El contenido de H2S es un factor
importante, quizás el más, en el gas de salida.
El contenido de azufre total en el gas residual se refiere a la combinación de H2S,
COS, CS2 y RSR. Lo ideal es remover todo el azufre del gas porque estos compuestos
de azufre tienden a concentrarse en los líquidos obtenidos en la planta de gas, lo cual
podría implicar tratamiento de estos líquidos (17)
CCoorrrroossiióónn
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
poca cantidad de H2S En presencia de CO2
La concentración de H2S de algunos ppm, con rangos de 2% aproximadamente de
CO2 tienen tendencias corrosivas. La temperatura ejerce un efecto marcado sobre la
corrosión
El tipo de solución endulzadota y su concentración tienen 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 del sulfuro de hierro 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 rehervidor, el intercambiador de
calor (amina rica – amina pobre) y el regenerador, debido a las temperaturas elevadas
que se manejan. También son propensos a la corrosión el condensador y el
acumulador.
Cuando la proporción del gas ácido es alta, la velocidad de corrosión es también
elevada. El sulfuro de hidrógeno se disocia en el agua y produce un ácido débil que
ataca al hierro y forma un sulfuro de hierro insoluble.
Fe + H2S ---------------------- FeS + H2 (ph = 5)
El sulfuro de hierro se adhiere a la base metálica y puede proteger al metal de una
futura corrosión, pero también puede ser erosionado exponiendo la superficie del metal
de hierro a una posterior corrosión
El CO2 en presencia de agua libre forma ácido carbónico
CO2 + H2O -------------------- H2CO3
Este ácido ataca al hierro formando un carbonato de hierro
H2CO3 + Fe ------------------- FeCO3 + H2
El cual es soluble y con un calentamiento posterior, desprende CO2 de la siguiente
manera:
FeCO3 ------------------ FeO + CO2
El hierro se hidroliza para formar óxido de hierro
2FeO + H2O --------------- Fe2O3 + H2
Si el H2S está presente reaccionará con el óxido de hierro para formar,
nuevamente, sulfuro de hierro
FeO + H2S ----------------- FeS + H2O
El FeO es inestable y sigue reaccionando
Fe2O3 + FeO ----------------- Fe3O4
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 H2S. Las aminas primarias se consideran más corrosivas que las
secundarias, debido a que los productos de degradación de las aminas primarias son
agentes quelantes más fuertes.
Los solventes físicos no tienen problemas significativos de corrosión. Esto es
generalmente atribuido a la baja concentración de agua en estos solventes. De todas
maneras, en el diseño de unidades que emplean solventes físicos, se consideran
puntos susceptibles a la corrosión aquellos donde ocurra despojamiento por vapor,
como en los condensadores y acumuladores del tope. En estos casos se sugiere el uso
de acero inoxidable en los lugares más propensos a la corrosión.
Muchos problemas de corrosión pueden solventarse con el empleo de inhibidores,
además de las prácticas operacionales que reducen su efecto como lo son:
Utilización de temperaturas lo más bajas posibles en el rehervidor
Si se dispones de medios, se sugiere calentar los fluidos poco a poco, en lugar
de calentarlos rápido, utilizando fuego directo.
Minimizar los sólidos y productos de degradación
Mantener el sistema libre de oxígeno, con presiones positivas en los tanques y
en las succiones de las bombas.
Limitar la concentración de la solución endulzadota a los niveles mínimos
requeridos para el tratamiento
MMaatteerriiaalleess ddee ccoonnssttrruucccciióónn
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 de soldadura. Generalmente se utiliza un
espesor adicional (también conocido como corrosión permisible) desde 1/16” a 1/4”.
Cuando se conoce que la corrosión será problemática o cuando se necesitan grandes
cargas de solución, puede elegirse acero inoxidable (304,316 y 410), en las siguientes
partes:
Condensador de reflujo del regenerador
Rehervidor del regenerador
Tubos del intercambiador de calor para la solución rica/solución pobre.
Area de burbujeo del contactor y/o en los platos del rehervidor
Tubería que transportan solución rica desde el intercambiador al regenerador
Los cinco platos del fondo del contactor y los cinco del tope del regenerador
FFoorrmmaacciióónn ddee eessppuummaa
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 proveniente de tratamientos anteriores
Grasas jabonosas de las válvulas
Impurezas en el agua de reposición
Productos de degradación
Los contaminantes provenientes del campo pueden ser minimizados mediante una
adecuada separación en la entrada de la planta. Los hidrocarburos condensados en el
absorbedor se pueden evitar manteniendo la temperatura de la solución pobre, por lo
menos 10°F sobre el punto de rocío de los hidrocarburos del gas de salida. Es factible
agregar compuestos antiespumantes, con frecuencia son siliconas o alcoholes de
cadenas largas. No obstante, la primera recomendación que suele hacerse cuando
aparecen problemas de espumaje es la siguiente: no utilice antiespumante y, cuando lo
haga, trate de que sea únicamente mientras localice la razón del problema. (10)
DDiissppoossiicciióónn FFiinnaall ddeell GGaass ÁÁcciiddoo
La disposición final del gas ácido puede ser una unidad recuperadora de azufre o
incineración, dependiendo del contenido de H2S en el gas agrio y las exigencias
ambientales. Cuando se usa incineración no es importante el contenido de
hidrocarburos pesados en el gas a tratar pero en la unidad recuperadora de azufre la
presencia de hidrocarburos afecta el color del azufre recuperado tornándolo gris u
opaco en lugar de amarillo brillante, lo cual afecta su calidad. Además si el gas ácido se
va a pasar por una unidad recuperadora de azufre y luego por una unidad de limpieza
de gas de cola, requiere más presión que si se va a incinerar. (10)
CCoossttooss
Los factores de costo que se deben tener en cuenta son:
Costos de equipo
Costos de Potencia
Costos de solvente
Costos de combustible.
2.2.1.3. Partes de una Planta de Endulzamiento de Aminas
En la figura 5 se presenta un esquema e una planta de endulzamiento que utiliza
aminas para retirar del gas componentes ácidos. A continuación se explican los
principales componentes de una planta de endulzamiento que trabaja con aminas
Figura 5. Equipos que conforman una planta de amina Fuente: Martínez (2002)
SSeeppaarraaddoorr ddee EEnnttrraaddaa
Este recipiente, colocado a ala entrada de la planta, es el encargado de separar
los contaminantes que llegan con la corriente del gas, tales como: hidrocarburos
líquidos, agua, partículas sólidas y los compuestos químicos que han sido agregados
previamente al gas natural, los cuales suelen causar problemas como lo son la
degradación del solvente, la formación de espuma y la corrosión. (10)
AAbbssoorrbbeeddoorr oo CCoonnttaaccttoorr
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 deja el tope, debe salir con muy pocas
cantidades de componentes ácidos. El contenido de impurezas en el gas residual
dependerá de las condiciones de diseño y de la operación del sistema.
La solución que sale por el fondo de la torre, puede contener:
Agua
Amina
Componentes ácidos (CO2, H2S, COS, CS2, Mercaptanos, etc)
Gas natural que ha quedado en solución
Hidrocarburos líquidos retirados de la corriente de gas
Sólidos y otras impurezas como asfaltenos por ejemplo
La cantidad de hidrocarburos líquidos que pasa a ala 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 llegue a la torre con 10°F por encima de la
temperatura a la cual entra el gas, para evitar la condensación de hidrocarburos, lo cual
conduce a la generación de espuma que a su vez genera arrastre
La cantidad de gas disuelto dependerá del tipo de solución que se use. La MEA
retiene menos contaminantes que otras soluciones. Por ejemplo la MDEA+ utilizada
como solvente en el diseño básico del prototipo recoge 3.85 pie3 de gas ácido por cada
galón de solución.
El fluido que sale por el fondo de la solución se conoce como solución rica, ácida o
contaminada. Lo más común es llamarla amina rica, ya que se ha enriquecido de los
componentes ácidos. Esta solución fluye hacia el tanque de venteo o “flash tank”, donde
se mantiene la altura de líquido requerida con un controlador de nivel, el cual abre o
cierra una válvula para garantizar la altura constante en el fondo del absorbedor. (10)
TTaannqquuee ddee vveenntteeoo ““FFllaasshh TTaannkk””
Este recipiente se emplea para separar el gas que se disuelve en la solución en el
contactor. Normalmente el tanque de venteo se instala cuando la presión del
absorbedor es mayor de 500 lpcm y se opera a una presión de aproximadamente de 75
lpcm; no obstante esta facilidad debe analizarse con cuidado
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 disueltos en la solución se desprenden llevándose consigo una pequeña
cantidad del gas ácido. El propósito de este tanque es recuperar los hidrocarburos
disueltos en la solución, los cuales se envían 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 mantener presente el poder contaminante de estos
gases. Esto podría impedir su uso como combustible. Lo normal es que contengan una
cantidad excesiva de CO2; por lo que reduce de manera considerable su poder
calorífico, pero también puede tener H2S lo cual es peligroso. Por esta razón, se suele
colocar a la salida del tanque de venteo un pequeño contactor.
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 mezcla con la corriente de amina rica que
va hacia el regenerador. La tasa de flujo se regula en un controlador de nivel colocado
en el tanque de venteo. (10)
IInntteerrccaammbbiiaaddoorr ddee CCaalloorr AAmmiinnaa--AAmmiinnaa
El proceso 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 que la amina rica que viene del absorbedor se calienta hasta mas o
menos 190 °F 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. Este problema se
podría evitar usando acero inoxidable
El intercambiador de calor más común es el de 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. (10)
RReeggeenneerraaddoorr
El regenerador, por lo general, se opera a una presión que varía entre 4 y 8 lpcm,
el de la planta modelo trabaja a 8 lpcm. A esta presión los gases que contiene la
solución rica se evapora a medida que se calienta la solución.
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 nivel del segundo
al cuarto plato del tope. A medida que la solución desciende, entra en contacto con los
vapores del rehervidor que suben dentro de la torre. El vapor burbujea en la solución en
cada plato, retira los gases ácidos de la solución y los transporta hacia la parte superior
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.
Cuando la cantidad de vapor aumenta, se incrementa también el gas ácido
despojado. Esta es la razón por la cual el tratamiento de la solución mejora con el 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.
El condensador puede ser del tipo tubo y carcasa, con el uso de agua a través de
los tubos o, también, un enfriador de aire, con ventilador eléctrico (“fin fan cooler”), en el
cual los vapores fluyen a través de los tubos. En cualquiera de los dos casos, el vapor
que sale del condensador (una mezcla de vapor de agua y gases ácidos) entra al
acumulador de reflujo, salen por el tope del recipiente por medio de una válvula de
control de presión. Por lo general, entran a un incinerador, a una línea de venteo o a
una planta recuperadora de azufre. (10)
TTaannqquuee ddee AAbbaasstteecciimmiieenniieennttoo ““SSuurrggee TTaannkk””
Se emplea para almacenar la amina pobre o limpia. Por efectos del trabajo diario,
parte de la solución, se pierde en el contactor y en el regenerador, también habrá
pequeñas pérdidas en el empaque de la bomba y en otros sitios. A medida que
desciende el nivel en el tanque de abastecimiento, es necesario agregar agua fresca.
Es preciso vigilar que, al agregarla, se mantenga la proporción amina/agua recomendad
en el diseño original. Cuando la mezcla trabaja demasiado diluida o concentrada, la
planta funciona ineficientemente.
Si la 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 en el tanque de abastecimiento, con lo cual,
además de evitar la oxidación, la amina se satura con gas antes de entrar al
absorbedor. Por ello es preferible utilizar gas naturales sustitución del gas inerte. (10)
BBoommbbaa ddee aammiinnaa ppoobbrree
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 desplazamiento dispositivo. 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. Se debe medir la tasa de flujo de la solución regenerada que
va al absorbedor. Dependiendo del caudal su utilizan medidores de orificios o
rotámetros. (10)
FFiillttrrooss
A medida que la solución circula a través del sistema, recoge partículas que se
forman como producto de la corrosión. Estos sólidos pueden causar formación de
espuma en el absorbedor y en el regenerador. Por lo tanto, se debe incluir un filtro en la
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 entra al absorbedor. En algunos casos, la cantidad de material sólido puede ser
mayor que en otros por consiguiente, algunas soluciones requieren de mayor capacidad
de filtrado. Si la formación de partículas es severa, se pueden emplear diferentes tipos
de filtros para limpiar la solución. No obstante, en cualquiera de los casos, el filtro debe
ser vigilado cuidadosamente para limpiar o reemplazar los elementos cuando se
saturen con las partículas.
La contaminación de un filtro se puede detectar con la diferencial de presión a
través del mismo. Un elemento nuevo, por lo general tiene una caída de presión de 2 a
4 lpcm. Cuando se tapa la caída de presión aumenta. Si la caída de presión excede a
15 – 25 lpcm, el elemento del filtro colapsará y quedará completamente inactivo, Como
consecuencia, los elementos del filtro deben ser limpiados o reemplazados cuando la
caída de presión se acerque a la máxima recomendada por el fabricante.
EEnnffrriiaaddoorr ddee llaa ssoolluucciióónn ppoobbrree
La solución pobre que sale del regenerador, pudiera llegar a una temperatura muy
alta. Es recomendable, no introducirla así al absorbedor, porque pierde la propiedad de
retención de componentes ácidos. Por ello, se utiliza un intercambiador de calor
adicional que trabaja con aire, o un intercambiador de concha y tubos. El agua de
enfriamiento pasa a través de los tubos y la solución por la carcasa.
Independientemente del tipo que se use, la solución se enfría hasta más o menso 10 °F
por encima de la temperatura de entrada del gas al absorbedor (10)
CCoonncceennttrraaddoorr oo rreeccuuppeerraaddoorr ddee aammiinnaa
A medida que la solución circula en el sistema, se calienta en el rehervidor y se
enfría al pasar por los intercambiadores. El calentamiento y enfriamiento constante hace
que la amina se deteriore y pierda su capacidad de absorción. Los productos de
degradación pueden ser removidos en el recuperador o reclaimer
Esta unidad, es en realidad, un regenerador de la solución, en el cual se separa la
amina del material deteriorado, la cual se evapora y pasa hacia el tope de la unidad,
desde donde sigue hacia el regenerador. Los productos de la degradación quedan en el
recuperador, de donde se drenan periódicamente.
La alimentación del recuperador sale por el fondo de la torre de regeneración.
Alrededor del 0.5 al 5% de la solución pobre fluye por el regenerador de amina. El
caudal se regula con un controlador de nivel colocado 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 mexcla de amina y vapor
de agua, sale del reclaimer y entra al regenerador algunas bandejas por encima del
plato del fondo. (10)
2.2.1.4. Consideraciones de Diseño
DDiimmeennssiioonnaammiieennttoo AApprrooppiiaaddoo
El dimensionamiento, además de que afecta la tasa de circulación del solvente es
importante por los siguientes aspectos: se debe evitar velocidades excesivas, agitación
y turbulencia y debe haber espacio adecuado para la liberación del vapor. (10)
Acondicionamiento del Gas de Entrada.
Especialmente es importante la filtración y remoción de líquidos presentes en el
gas de entrada; tanto las partículas sólidas como los líquidos presentes en el gas
ocasionan problemas en las plantas de aminas. Se deben remover partículas de hasta 5
micrones. (17)
Selección de Materiales
La mayoría de las plantas de aminas son construidas con aceros inoxidables al
carbono pero por las condiciones de corrosión, presión y temperatura a las que tienen
que trabajar es muy común operaciones de reposición de piezas o partes por su estado
de alteración por corrosión al cabo de tiempos de operación relativamente cortos. Se
recomienda el uso de aceros resistentes a la corrosión con espesor de tolerancia para
la misma de aproximadamente 1/8 de pulgada para los recipientes y además monitoreo
del problema de corrosión. (10)
FFiillttrraaddoo ddee llaa SSoolluucciióónn
Es una de las claves más importantes para el funcionamiento adecuado de una
planta de aminas. Generalmente los operadores no usan filtros para evitar problemas
de taponamiento, pero el hecho de que este se presente es una prueba de la necesidad
de filtración. Los filtros remueven partículas de sulfuro de hierro y otros materiales tipo
lodo que tratan de depositarse en los sistemas de endulzamiento; si estos materiales no
se remueven tienen tendencia a formar espumas y crear problemas de corrosión.
Por los filtros se circula entre un 10 y 100% de la solución siendo el promedio entre
20 y 25%; mientras mayor sea el porcentaje filtrado mejor será la calidad de la solución,
pero se requiere mayor mantenimiento de los filtros. La caída de presión a través del
filtro se toma como referencia para el cambio del mismo. El tamaño de poro del filtro
puede variar desde uno hasta micrones dependiendo de las características de las
partículas a remover pero una selección de un filtro de 10 micras es típica y parece
adecuada. (10)
PPéérrddiiddaass yy DDeeggrraaddaacciióónn ddee llaass AAmmiinnaass
Este es un aspecto importante por varias razones, entre ellas: El solvente perdido
se debe reemplazar y esto representa una fracción apreciable de los costos de
operación.
El solvente degradado reduce la cantidad de solvente activo, acelera la corrosión y
contribuye a la formación de espumas.
Las pérdidas de solvente se pueden reducir usando ”reclaimers” y filtros,
instalando despojadores a la salida de contactora y el regenerador, teniendo colchón de
gas ( Gas Blanketing) en el almacenamiento del solvente y diseñando adecuadamente
los sistemas intercambiadores de calor para reducir el flujo de calor. Si el vapor es el
medio de calentamiento no debe estar a temperaturas mayores de 300 °F a 50 Lpc. y
cuando es aceite caliente su temperatura no puede ser mayor de 350 °F. (10)
FFoorrmmaacciióónn ddee EEssppuummaass
Las espumas pueden reducir la calidad del gas de salida porque reducen el
contacto gas – líquido y ocasionan un arrastre excesivo de aminas. Algunas veces se
hace necesario el uso de inhibidores de espumas y es necesario trabajo en el
laboratorio para determinar el tipo de inhibidor y la cantidad del mismo. Algunas veces
una pequeña cantidad de inhibidor puede resolver el problema, pero una cantidad
mayor del mismo lo puede reiniciar. Cuando se observa una caída de presión alta en la
contactora se debe realizar una inspección del antiespumante.
La formación de espumas se debe intentar controlar con el uso del “reclaimer” y
filtración, el uso de inhibidores será un último recurso pues ellos solo controlan el
problema no lo resuelven. Una causa de formación de espumas que a menudo no se
tiene en cuenta es la condensación de hidrocarburos en la contactora, esto se puede
controlar manteniendo la temperatura de la solución pobre ( la que está entrando a la
contactora) a una temperatura 10 0 15 °F por encima de la temperatura del gas de
entrada y para gases muy agrios se pueden requerir diferencias aún mayores. (10)
OOppeerraacciióónn ddeell RReeggeenneerraaddoorr
Temperaturas altas de regeneración mejoran la capacidad de remoción de gases
ácidos pero también aumentan las posibilidades de corrosión y de degradación del
solvente. Las soluciones de amina pobre deben salir del regenerador a temperaturas no
mayores de 260 °F ( 280 °F para la DGA) y en promedio entre 230 y 240 °F para
prevenir la degradación térmica. Cuando se tiene planta recuperadora de azufre la
presión del regenerador requerida para forzar el gas a la unidad recuperadora puede
resultar en temperaturas más altas.
El diseño del rehervidor también involucra consideraciones importantes. Debe
haber espacio adecuado entre tubos para permitir la liberación del vapor. Los tubos
siempre deben estar cubiertos con algunas pulgadas de líquido y se debe garantizar un
flujo estable de calor que no exceda los 12000 BTU/pie2/h. (10)
Operación del “Reclaimer”.
La función del reclaimer es reversar las reacciones de degradación de las aminas
destilando las aminas recuperables y el vapor de agua y dejando un producto no
regenerable, con aspecto de lodo, el cual hay que remover periódicamente. El
“reclaimer” maneja entre 1 y 2% de la tasa de circulación del solvente y debe tener
orificios de acceso para remover los residuos no regenerables. Algunos “reclaimers”
trabajan de forma intermitente, otros de forma continua, algunos al vacío y otros a
presiones ligeramente por encima de la presión atmosférica. (10)
CCoorrrroossiióónn
Esta es quizás la principal preocupación en la operación de una planta de
endulzamiento y los procedimientos planteados antes para controlar problemas de
operación en las plantas de endulzamiento también sirven para controlar la corrosión.
Una planta de aminas diseñada adecuadamente debe tener posibilidades de instalación
de cupones que permitan monitorear el problema de corrosión. Algunas veces puede
ser necesario el uso de inhibidores y en este caso se debe garantizar la compatibilidad
del inhibidor con la solución del solvente para evitar problemas de espumas y
degradación del solvente. (10)
2.3 Definición de Términos Básicos.
Absorbedor: torre en el cual ocurre la absorción. Columna que facilita el contacto entre
el gas natural y otro fluído (aceite de absorción, glicol o solución de amina) produciendo
una transferencia de masas en el proceso. Trabaja a presión alta y baja temperatura. Se
usa en procesos de amina, de deshidratación o en plantas de gasolina. (Martínez y
Velásquez, 2002). (9)
Acumulador de Reflujo: equipo ubicado a la salida de la torre de regeneración que
recibe el fluido del tope de la torre, una vez condensado, con el fin de garantizar la
calidad del producto de tope. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
ADIP o DIPA (disopropanolamina activada): proceso que se emplea para eliminar el
sulfuro de hidrógeno y el dióxido de carbono de los gases de hidrocarburos. Se usan
cuatro moles del producto por cada mol de gas ácido (4N) A 54% p/p. (Martínez y
Velásquez, 2002). (9)
Amina: serie de derivados del amoníaco por sustitución de uno o varios hidrógenos por
radicales alquilicos, cuya fórmula general es R-NH2. Algunas aminas tales como: MEA,
DEA, TEA, MDEA se emplean en el tratamiento del gas natural. Se usa diluida en agua
en proporciones establecidas en un proceso continuo que opera con dos o más torres:
una para absorber y otra para regenerar. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Bomba de amina: sistema de bombeo instalado en las plantas de amina con el fin de
elevar la presión de la solución pobre o regenerada al novel requerido de la torre de
absorción.. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Calor de desorción: que se origina cuando un componente se separa de otro. Que se
debe agregar para que ocurra la separación. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Camada: lecho de desecantes sólidos empleado para deshidratar y endulzar. (Martínez
y Velásquez, 2002). (9)
Canalización: Se dice que la camada se canaliza cuando abre caminos preferenciales
que se convierten en rutas permanentes. Des esta manera, el resto de la masa deja de
funcionar y la camada se pierde. La canalización ocurre por el cambio brusco de
presión en el sistema o por el cambio brusco de velocidad. (Martínez y Velásquez,
2002). (9)
Catalizador: compuesto que acelera o retarda las reacciones químicas sin sufrir
cambios o formar parte de la reacción. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Claus: proceso para la oxidación del sulfuro de hidrógeno, el más importante de los
procesos comerciales de conversión directa y el más usado en el endulzamiento del gas
natural, cuyos solventes son bauxitas, alúminas y aluminosilicatos como catalizadores.
(Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Composición del gas: se refiere a los integrantes de una mezcla de hidrocarburos,
tales como el CO2, H2S, H2O, CO e hidrocarburos del C1 al C10. Se suele hablar del
C7+ para referirse al heptano y a los componentes más pesados. (Martínez y
Velásquez, 2002). (9)
Cromatografía de fase gaseosa: técnica utilizada para el análisis cualitativo y
cuantitativo de los componentes de una mezcla, para lo cual se requiere que la porción
inyectada se volatilice en las condiciones en las cuales se hace el estudio. (Martínez y
Velásquez, 2002). (9)
DEA (dietanolamina): producto para la remoción química de los componentes ácidos
del gas natural. Trabaja en proporción 2.5 N (2.5 moles de DEA por cada mol de gas
ácido) en una solución que puede variar entre 15 y 26% p/p. (Martínez y Velásquez,
2002). (9)
DGA (diglicolamina): proceso para el endulzamiento del gas natural, clasificado dentro
los que actúan químicamente. La DGA contiene de manera simultánea glicol y aminas,
con lo cual se logra parcialmente efectos de deshidratación y de endulzamiento.
(Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Esponja de hierro: uno de los procesos de lecho seco conocidos para eliminar
componentes ácidos del gas natural. Se suele usar en corrientes de gas pequeñas a
mediamas, por lo que se recomienda en instalaciones de bajo consumo energético.
(Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Espuma: conjunto de burbujas que se forman a partir del líquido y se adhieren entre sí
con más o menos consistencia. Puede ser de tipo mecánico o químico. En el primero de
los casos se debe a la excesiva velocidad del fluido y en el segundo caso se debe al
empleo de productos químicos o contaminantes de la solución. (Martínez y Velásquez,
2002). (9)
Gas ácido: que contiene impurezas en alta concentración, tales como: CO2, H2S, COS,
RSH y SO2, de las cuales las más comunes son el sulfuro de hidrógeno (H2S) y el
dióxido de carbono (CO2). (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Gas de cola: gas ácido con un contenido muy alto de contaminantes que se retira en la
torre de regeneración en una planta de endulzamiento. Usualmente está formado por
CO2, H2S y vapor de agua. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Gas dulce: aquel que contiene menos de 4 ppmv de sulfuro de hidrógeno y un
contenido bajo de dióxido de carbono. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Intercambiador de calor: equipo para recuperar el calor que se retira del sistema, con
el fin de transferirlo a otra corriente. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Malla o tamiz molecular 4ª - LNG: tipo de malla molecular comúnmente usada en los
procesos de lecho seco para la remoción de dióxido de carbono en el gas natural
(Martínez y Velásquez, 2002). (9)
MDEA (metildietanolamina): proceso de amina cuya mayor ventaja es la selectividad
hacia el H2S en presencia del CO2. Trabaja en soluciones 4N a 48% por peso (Martínez
y Velásquez, 2002). (9)
MEA (monoetanolamina): uno de los procesos más antiguos para la eliminación de los
compuestos ácidos del gas natural. Se aplica en soluciones 2.5 normal en porcentaje
por peso de 15%. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Planta de amina: unidad que trabaja con soluciones de aminas, las cuales se usan
para eliminar los componentes ácidos. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Reflujo: razón entre el volumen de fluido revertido a la torre dividido por el volumen de
otro fluido que entra o deja el fraccionador. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Rehervidor: intercambiador de calor en el cual el fluido hierve en forma continua. Útil
en las plantas para regenerar la solución que ha sido usada como absorbente (Martínez
y Velásquez, 2002). (9)
Secuestrante de sulfuro de hidrógeno (H2S): el empleado para eliminar el sulfuro de
hidrógeno del gas natural. Puede ser un sólido recubierto de óxido recubierto de óxido
de hierro que, al reaccionar con el sulfuro de hidrógeno, se convierte en sulfuro de
hierro (pirita). También se producen agentes de endulzamiento en estado líquido
normalmente constituidos por triazinas y formaldehidos (aldehido fórmico). Se
recomienda para caudales por debajo de 100 MMPCED con una concentración igual o
inferior a 100 ppm. (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Sulfatreat: producto comercial empleado para sustraer el sulfuro de hidrógeno del gas
natural. Sólido revestido con limaduras de hierro que, en contacto con el H2S despoja el
componente ácido del gas natural (Martínez y Velásquez, 2002). (9)
TEA (Trietanolamina): producto comercial empleado para sustraer el sulfuro de
hidrógeno del gas natural. De baja capacidad para la absorción de CO2, baja reactividad
y estabilidad muy pobre. Se elige cuando se requiere una alta selectividad hacia el H2S.
(Martínez y Velásquez, 2002). (9)
Ucarsol: uno de los principales procesos comerciales que trabajan como solventes
químicos en el endulzamiento y desacidificación del gas natural. El Ucarsol HS-102 es
el solvente utilizado que usa MDEA como producto base. (Martínez y Velásquez, 2002).
(9)
CAPÍTULO III
MARCO METODOLÓGICO
3. Metodología a utilizar
En función de los objetivos específicos planteados al inicio de este trabajo, se
presenta a continuación el tipo de investigación, técnica de recolección de datos, la
población, muestra de estudio y la descripción del procedimiento metodológico
requerido para la elaboración y desarrollo de los objetivos planteados.
3.1 Tipo de Investigación
Para definir cuando un estudio es de uno u otro tipo, es importante conocer las
características y el conocimiento o tratamiento previo que se tenga del problema. Para
el caso de estudio existe deficiencias del proceso de endulzamiento llevado a cabo en
la Planta Urdaneta García, los cuales impactan de una u otra forma en los costos de
operación y mantenimiento de los equipos que conforman la planta. Sobre esta base se
definirá el tipo de investigación:
Descriptiva, Según Sabino, Carlos (1997), en las investigaciones descriptivas
“se utilizan criterios sistemáticos que permiten poner de manifiesto la estructura
o el comportamiento de los fenómenos en estudio, proporcionando de ese
modo, información sistemática y comparable con la de otras fuentes”.
Esta investigación es descriptiva porque se detalla la situación actual del
proceso de endulzamiento llevado a cabo en la Planta Urdaneta García, y se
analizan las deficiencias existentes en el mismo basado en un análisis técnico-
económico.
De campo, Según Chávez, Nilda (1994), la investigación de campo se define
como “un proceso sistemático, metódico y racional de recolección,
comprobación, análisis e interpretación de datos, producto del contacto directo
con un evento o proceso de la realidad en sus condiciones naturales”.
Esta investigación es de campo porque los datos de interés se recogieron en
forma directa desde el mismo objeto de estudio (Planta Urdaneta García). La
información fue complementada con estudios o consultas de tipo bibliográfico.
3.2. Diseño de la Investigación
El diseño de esta investigación es de tipo no experimental, transeccional y
descriptiva ya que las variables que en ella se manejan no son manipuladas y los datos
que se utilizan en la misma (Información de equipos y sistemas) corresponden a un
período de tiempo determinado, sobre el cual se extraerán conclusiones.
Según Hernández, Roberto (2006), “en un estudio no experimental no se
construye ninguna situación, sino que se observan situaciones ya existentes no
provocadas intencionalmente en la investigación por quien las realiza”
Según Hernández, Roberto (2006), “la investigación transeccional recolectan
datos en un solo momento, en un tiempo único. Su propósito es descubrir variables y
analizar su incidencia e interrelación en un momento dado”
3.3. Técnicas de Recolección de Datos
Según Bavaresco, Aura (1994), “cada tipo de investigación determinará las
técnicas a utilizar y cada técnica establece sus herramientas, instrumentos o medios a
emplear”. Estas técnicas buscan recabar información referente al objeto de estudio y la
problemática que sobre él se manifiesta.
Los datos, según su procedencia pueden subdividirse en dos grandes grupos:
datos primarios y datos secundarios. Según Sabino, Carlos (1996), “los datos primarios
son aquellos que el investigador obtiene directamente de la realidad, recolectándolos
con sus propios instrumentos; y los datos secundarios, por su parte, son registros
escritos que proceden también de su contacto con la práctica, pero que ya han sido
recogidos y muchas veces procesados por otros investigadores”.
3.3.1. Recolección de Datos Primarios
Las técnicas de recolección de datos primarios deben reflejar toda la variedad y
diversidad compleja de situaciones que se presenten en la vida real. Las técnicas
utilizadas en este estudio serán:
Observación científica
Se puede catalogar como la más importante debido a que se da el contacto
directo con el problema; puede definirse como el uso sistemático de los sentidos en la
búsqueda de los datos que se necesitan para resolver un problema. Observar
científicamente es percibir activamente la realidad exterior con el propósito de obtener
datos que previamente habían sido definidos como de interés para la investigación. La
observación realizada en esta investigación será:
De tipo simple y participante artificial; porque se realiza la observación de los
equipos y sistemas desde el mismo sitio donde se encuentran operando los mismos
(Planta Urdaneta García), con la finalidad de recabar información sobre sus condiciones
de operación y los trabajos de mantenimiento que en ellos son realizados.
Entrevista
La entrevista es una técnica que está basada en encuestas, que tiene como
finalidad la recopilación de la información de manera verbal. La entrevista realizada
para la recolección de datos fue de tipo:
No Estructurada; ya que no existió una estandarización formal sobre las preguntas
realizadas, la misma buscaba indagar sobre la experiencia del personal que labora en la
planta sobre el sistema de endulzamiento por sulfatreat y por aminas
Focalizada; porque las preguntas fueron realizadas al personal que opera y
mantiene los equipos existentes en la Planta Urdaneta García.
3.3.2. Recolección de Datos Secundarios
La técnica de recolección de datos secundarios utilizada será la observación
documental o bibliográfica.
El instrumento de recolección de datos secundarios utilizado en esta investigación
fue la ficha, específicamente:
La ficha bibliográfica: como una simple guía para recordar cuáles libros o trabajos
habían sido consultados o existen sobre el tema. El material consultado se basará en:
Textos.
Reglamentos y normas.
Diccionarios Enciclopédicos.
Catálogos de Fabricantes
Manuales de operación y mantenimiento de equipos
Tesis de Grados sobre Sistemas de Endulzamiento de Gas Natural
Registros de Equipos e instalaciones
3.4. Población y Muestra de estudio
Tamayo y Tamayo (1992), define la población como: “la totalidad del fenómeno a
estudiar en donde las unidades de la población poseen una característica común, la
cual se estudia y da origen a los datos de la investigación”.
Según Sabino, Carlos (1992) “la muestra es una parte representativa de la
población. Es un subconjunto de elementos que pertenecen a un conjunto definido en
sus características llamado población”
En esta investigación, la población y muestra corresponde únicamente a la Planta
Urdaneta García ya que es la única instalación en su tipo destinada al endulzamiento de
los fluidos hidrocarburos extraídos del campo petrolero Urdaneta perteneciente a la
empresa PDVSA.
3.5 Procedimiento Metodológico
En esta sección se describe el proceso metodológico que se llevó a cabo para
poder dar cumplimiento a los objetivos planteados en el trabajo.
3.5.1. Características del sistema de endulzamiento actual de la planta Urdaneta García
Para describir las características del sistema de endulzamiento actual de la Planta
Urdaneta García se consultó con el personal de Optimización de la Segregación
Urdaneta Lago acerca de los datos de producción de los pozos que llegan a dicha
instalación. Adicionalmente se consultó con el personal de operaciones de la Planta UD
García la concentración de H2S de cada una de las corrientes de producción y el
diagrama del proceso de endulzamiento existente en la misma.
Basado en dicha información se pudo conocer que la Planta Urdaneta García
recibe para su endulzamiento dos corrientes de alimentación de crudo: la primera
proveniente del Lago – Oeste a través de 6 pozos (UD-103, UD-121, UD-132, UD-144,
UD-152 y UD-791) ubicados en el sector Urdaneta, los cuales representan una
producción promedio de crudo 5000 BPD y una producción de gas de 2.25 MMPCED
con una concentración de H2S de 3000 ppm el gas y 500 ppm en el crudo; y la segunda
corriente de alimentación proviene de la producción de 4 pozos (García-17, García-18,
Urdaneta 6 y Urdaneta 7) ubicados en los alrededores de la Planta Urdaneta García, los
cuales representan una producción promedio de crudo 600 BPD y una producción de
gas de 0.3 MMPCED con una concentración de H2S de 16000 ppm en el gas y 400 ppm
en el crudo
El endulzamiento del crudo y del gas de ambas corrientes de producción es
realizado a través de 3 sistemas de endulzamiento que se muestran en el diagrama de
proceso de la figura 6 y que se describen a continuación:
Figura 6. Diagrama del Proceso de Endulzamiento de la Planta UD García
Fuente: PDVSA (2010)
Sistema de Endulzamiento N° 1
La producción de los pozos de lago llega a través de una tubería de 12 pulgs
hasta el Separador S-1. En dicha tubería justo antes de la entrada al separador se
inyecta un químico secuestrante llamado Encord 9787 (con base en Triazinas)
Las características del químico secuestrante se mencionan a continuación:
Tabla 1. Características del químico secuestrante.
Fuente: PDVSA.
Nombre del Químico ENCORD 9787
Químico Base TRIAZINAS
Costo Medio
Selectividad H2S
Tipo de Remoción No Reversible
Producción de Sólidos Ninguna
Solubilidad en Fuel Baja
Volatibilidad No Volátil
Tipo de Manipulación Segura
Impacto No es Cancerígeno
Sistema de Endulzamiento N° 2
El crudo y gas tanto de lago como el de tierra llegan al separador trifásico V-101
A/B, el cual opera a una presión de 60 lpcm. La producción de los pozos de lago entra
al separador V-101A mientras que la producción de los pozos de tierra entran al
separador V-101B. El gas obtenido de ambos separadores es enviado al Sistema de
Endulzamiento N° 3 constituido por las torres de sulfatreat mientras que el crudo es
enviado al sistema de estabilización de crudo. En este sistema el crudo es calentado en
el horno H-101 y luego se hace pasar a través de la torre de platos rectangulares donde
se separa el C02 y H2S logrando concentraciones de H2S en la salida de crudo mínimas
(10 ppm o menos).
El gas agrio obtenido por el tope de la torre con concentraciones del orden de los
12000 ppm y flujo de 0,1 MMPCED se une a la corriente de gas agrio que va hacia el
Sistema de Endulzamiento N° 3. Es importante acotar que la torre despojadora V-102
solo es utilizada cuando no se inyecta la química secuestrante, en caso contrario, la
torre actúa como un sistema de tubería y el horno permanece apagado
Las características físicas y de diseño de la torre despojadora de H2S se
mencionan en la tabla 2 y 3
Tabla 2. Características físicas de la Torre Despojadora V-102. Fuente: PDVSA (2010)
Altura (pies) 30
Diámetro (pulg) 36
Número de Platos 10
Diámetro de los Platos (pulg) 34
Espaciamiento entre Platos (pulg) 24
Material Acero Inoxidable
Altura del Bajante (pulg) 2
Espesor de los Platos (pulg) ¼
Espesor de las válvulas (pulg) 1/16
Tabla 3. Características de la Torre Despojadora V-102. Fuente: PDVSA (2010)
Capacidad de Diseño (BPD) 6270
API del crudo 26
Presión de Tope (psig) 40
Temperatura de Tope (°F) 293
Temperatura de Fondo (°F) 302
Flujo de vapores de tope (MMPCED) 0,41
Carga del Rehervidor (MMBTU/h) 7,1
H2S en crudo de fondo 10
Sistema de Endulzamiento N° 3
El proceso para el endulzamiento del gas proveniente de la unidad estabilizadora
de crudo y para el gas proveniente del separador trifásico V-101 A/B está compuesto
por dos reactores que contienen un producto químico denominado Sulfatreat, los cuales
tienen una capacidad de 150 ton (330000 lb), un rendimiento de 45 días cada uno y una
eficiencia de 90% según diseño.
Este proceso está basado en la reacción que se genera al contacto del H2S con el
Sulfatreat y mediante la cual el enlace molecular de hidrógeno y azufre se rompe
descomponiendo así el elemento indeseado.
El gas agrio que proviene de la estabilizadora de crudo (0.1 MMPCED con 12000
ppm), el gas proveniente del separador V-101 A (2.25 MMPCED y 3000 ppm) y el gas
que proviene del separador V-101 B (0.3 MMPCED y 16000 ppm) pasan a través del
depurador V-203 para retener las trazas de líquido que se generen por condensación,
luego de esto se dirige a la parte superior del reactor por donde entra e inicia su
descenso a través del lecho de Sulfatreat hasta salir por la parte de abajo con
características de gas dulce con concentraciones no máximas de 10 ppm
Para obtener un mayor rendimiento del Sulfatreat, los reactores poseen una
facilidad de trabajar en serie, es decir, alinearlos de tal manera que la salida de uno sea
la entrada del siguiente. Este procedimiento se realiza al abrir la válvula RV-3 A / B
descrita en la figura 7. En dicha figura se detalla los elementos de este sistema de
endulzamiento
Figura 7. Diagrama detallado del Sistema de Endulzamiento N° 3 Fuente: PDVSA (2010)
El gas dulce producido es alineado a la succión de un compresor reciprocante C-
201 para elevar su presión y ser inyectado al gasoducto el cual a través de un
depurador V-204 es utilizado como combustible en la planta y el exceso transferido al
Gasoducto de los Claros que distribuye a Alpuf o Campo Boscán a través del mismo
sistema.
En la tabla 4 se muestran las características principales del producto sulfatreat y
de los 2 reactores utilizados para el endulzamiento del gas:
Tabla 4. Características del producto Sulfatreat y de los Reactores. Fuente: PDVSA (2010)
Presión de Operación (psig) 40
Temperatura de Operación (°F) 90
Diámetro de cada reactor (pies) 14
Altura de cada reactor (pies) 78,7
Cantidad de Recipientes 2
Cantidad de Sulfatreat por cada recipiente (lb) 330000
Altura de cada lecho (pies) 30,6
Gravedad Específica del Sulfatreat @ 25°C (gr/cc) 1,1
Capacidad de Remoción de H2S (lb/lb Sulfatreat) 0,12
Capacidad de Diseño para 2 Reactores (MMPCED) 6,2
Concentración de H2S en la alimentación (ppm) 3140
Máxima concentración de H2S a la salida (ppm) 4
Duración real del cada lecho (dias) 45
Contenido de azufre en el gas de alimentación (lb/d) 1760
Caída de Presión (psig) 5
Velocidad del Gas (pie/seg) 9,4
3.5.2. Características del gas natural a ser desacidificado.
Para describir las características del gas se procedió a consultar las
cromatografías de gases más recientes de la Planta Urdaneta García. En dicha consulta
se seleccionaron dos cromatografías: una perteneciente a la corriente de producción de
los pozos de lago (tomada en la descarga de gas del separador S-1) y la otra
perteneciente a los pozos de tierra (tomada en la descarga de gas del separador S-1A).
Las condiciones de presión y temperatura así como las composiciones y propiedades
del gas asociado a las corrientes de producción antes mencionadas, se muestran en las
figuras 8 y 9
Figura 8. Cromatografía de gas de los pozos de lago
Fuente: PDVSA (2010)
Figura 9. Cromatografía de gas de los pozos de tierra Fuente: PDVSA (2010)
Por otra parte, se consulto con el personal experto de la Planta Urdaneta García
acerca de los rangos de concentraciones manejados en los diferentes trenes de
endulzamiento. Dicha información fue plasmada en la tabla 5
Tabla 5. Rango de concentración de H2S según corriente de producción. Fuente: PDVSA (2010)
Una vez determinado las concentraciones de H2S mínimas y máximas a manejar,
se consultó el Plan de Negocio de producción de gas de los pozos de tierra y lago para
verificar la ventana de operación de la planta. Dicho plan de Negocio se muestra en la
figura 10
Figura 10. Caudal de gas a desacidificar según Plan de Negocio 2010-2029 Fuente: PDVSA (2010)
Utilizando los rangos de concentración de H2S y los caudales de gas a manejar se
determinaron los flujos másicos de gas a manejar en la planta, los cuales serán
utilizados posteriormente para realizar el diseño de la Planta de Aminas.
3.5.3. Diagnóstico de la problemática del sistema de endulzamiento actual de la planta
Urdaneta García
Para realizar el diagnóstico del sistema de endulzamiento actual del gas natural,
se procedió a consultar las especificaciones del sulfatreat plasmadas en la tabla 4 y las
estadísticas de reemplazo de dicho producto. Dentro de las especificaciones se
verificaron la capacidad de remoción teórica del H2S y la duración teórica de cada
lecho.
La estadística de los últimos 12 reemplazos del producto sulfatreat se muestran
en la tabla 6
Tabla 6. Duración real de cada lecho de sulfatreat por cada reemplazo.
Fuente: PDVSA (2010)
Posteriormente, se utilizaron los caudales de gas y concentración de H2S de cada
una de las corrientes que alimentan los reactores para determinar el flujo másico de
H2S y la capacidad real de remoción en cada uno de los reemplazos. Las ecuaciones
utilizadas para llevar a cabo dichos cálculos se presentan a continuación:
6
.
2
.
1016.379
ppmMqSHm
……………………………………………………………………..(1)
Donde: m (H2S) : Flujo másico de H2S (lbm/d)
q: Caudal de gas (pcnd)
M: Peso molecular del H2S (lbm/lbmol)
ppm: Concentración de H2S en el gas
P
t×m=R
.
r ………………………………………………………………………………………(2)
Donde: Rr (H2S) : Capacidad de remoción real de H2S (lbs de H2S / lbs Sulfatreat)
t: Tiempo de duración del lecho (días)
P: Cantidad de Sulfatreat utilizado (lbm)
Los resultados obtenidos al aplicar las ecuaciones antes mencionadas, se muestran en
las tablas 7 y 8
Tabla 7. Cantidad de H2S removida por cada lecho de sulfatreat.
Fuente: LEAL (2010)
Tabla 8. Cantidad real de remoción de H2S (lbs de H2S/lbs de Sulfatreat). Fuente: LEAL (2010)
Luego de esta evaluación, se procedió a consultar con el fabricante las
velocidades y caídas de presión teóricas de los reactores para luego compararlas con
las especificadas en la tabla 4. Los resultados suministrados fueron 3.4 pie/seg y 1.5
psig.
Seguidamente se determinó el flujo másico de H2S que alimentan los reactores
cuando el sistema de endulzamiento N° 1 es activado. El resultado obtenido bajo este
esquema fue 521.83 lbs/d. Con este flujo y considerando la capacidad real de remoción
se calculó el tiempo de duración de cada uno de los lechos, siendo éste de 63 días lo
que corresponde a 6 reemplazos por año.
Finalmente, se estimaron el número de reemplazos de sulfatreat requeridos para
los años futuros considerando la capacidad real de remoción actual y la capacidad
teórica suministrada por el fabricante. Los resultados fueron plasmados en la figura 11
y 12 respectivamente
Figura 11. Número de reemplazos de sulfatreat requeridos según PDN 2010-2029
Fuente: PDVSA (2010)
Figura 12. Número de reemplazos de sulfatreat requeridos según capacidad teórica
Fuente: PDVSA (2010)
3.5.4.- Diseño del sistema de endulzamiento para el gas natural mediante el empleo de
aminas
Conocidas las variables operacionales y las características del gas a desacidificar
se procedió a diseñar la planta de amina. Para ello se determinó la cromatografía de
gas del nuevo tren de endulzamiento basados en las composiciones y los flujos
actuales de las corrientes de gas de los pozos de tierra y lago (Ver Figura 13). Es
importante mencionar que dicha cromatografía no reproduce el flujo máximo de H2S
reportado en la figura Nº 4.4 ya que esta última fue construida considerando las
concentraciones de H2S máximas que pudiesen presentarse en el futuro; a diferencia
de esta cromatografía la cual es el resultado de una estimación puntual de las
concentraciones existentes en la actualidad.
Figura 13. Cromatografía del gas de alimentación de la planta de amina Fuente: PDVSA (2010)
Luego, se elaboró una tabla que resume los datos utilizados para el diseño (Ver
Tabla 9), a partir de los caudales máximos y mínimos reflejados en el Plan de Negocio
de la figura 10.
Tabla 9. Características del gas que llegará a la planta de amina. Fuente: LEAL (2010)
. Caudal Máximo de Gas a Manejar (MMPCED) 4.27
Caudal Mínimo de Gas a Manejar (MMPCED) 1.31
Flujo másicor máximo de H2S (lbm/d) 2049.87
Flujo másico mínimo de H2S (lbm/d) 505.93
Especificaciones de Diseño (ppmv H2S) 4
Presión de Operación (lpcm) 40
Temperatura de Operación (°F) 110
Peso Molecular del Gas (lb/lbmol) 27.11
Gravedad específica 0.936
Presión pseudocrítica (lpca) 678.6
Temperatura pseudocrítica ® 458.88
Factor de compresibilidad Z 0.9882
Poder Calorífico Bruto (BTU/lb) 1473.78
Posteriormente, se procedió a seleccionar la amina que se utilizaría en el diseño,
empleando para ello, una matriz comparativa de las aminas más conocidas en
Venezuela por su aplicación o por su denominación de tecnología abierta. Las aminas
analizadas fueron la Monoetanolamina (MEA), la Dietanolamina (DEA),
Metildietanolamina y Ucarsol HS-102. Los tres primeros solventes son considerados
como tecnologías abiertas, mientras que el Ucarsol HS-102 es un solvente comercial
que ha sido muy utilizado en la Petroquímica el Tablazo. Las características de cada
una de las aminas se muestran en la tabla 10
Para la construcción de la matriz comparativa, se contó con el apoyo del personal
experto de la Planta UD García quien ha tenido experiencia con este tipo de procesos
por más de 15 años
Tabla 10. Tabla de propiedades de las aminas evaluadas Fuente: PDVSA (2010)
Propiedades MEA DEA MDEA Ucarsol HS-102
Peso Molecular (lb/lbmol) 61.08 105.14 119.17 119.17
Carga ácida amina pobre (moles gas ácido/moles amina) 0,33-0,4 0,35-0,65 0,2-0,55 0.144
Carga ácida residual (moles de gas ácido / moles amina) 0.12 0.08 0,005-0,01 0.005
Concentración de la solución (% p/p) 15-25 25-35 40-50 50
Temperatura de Regeneración °F 225-260 230-250 230-260 230-260
Presión de vapor (mmHg) 1.05 0.058 0.061 0.061
Temperatura de Ebullición (°F) @ 760 mmHg 338.9 516.2 477 312.746
Presión Crítica (lpca) 868 474.7 - -
Temperatura Crítica (°F) 662 827.8 * -
Gravedad Específica 1.0179 1.0919 1.0418 1.045
Peso específico(lb/gal) 8.48 9.08 8.69 -
Calor Específico (BTU/lb x °F) 0.608 0.6 - 0.8
Conductividad Térmica (BTU/hr) 0.148 0.127 - -
Calor de vaporización (BTU/lb) 355 288 223 223
Viscosidad (cP) 24.1 350 101 40
Los criterios utilizados para la evaluación fueron: la presión de vapor, la
reactividad, presión de operación, temperatura de operación, peso molecular,
concentración de la solución, degradación del solvente, corrosión, viscosidad, absorción
de hidrocarburos, selectividad, carga ácida, disponibilidad en el mercado y costo del
solvente. A cada uno de estos tópicos se le asignó un peso ponderativo entre 0 y 100%
mientras que a cada solvente evaluado se le asignó un puntaje comprendido entre 0 y
20 puntos (Ver tabla 11). De la evaluación realizada, la amina que resultó seleccionada
para el diseño fue la Ucarsol HS-102.
Tabla 11. Matriz comparativa de las aminas más utilizadas en Venezuela
Fuente: PDVSA (2010)
3.5.4.1. Diseño de una Planta de Amina de tipo Ucarsol HS-102
Antes de iniciar el procedimiento de cálculo para el diseño de la planta, se evaluó
la posibilidad de formación de condensados de hidrocarburos mediante el empleo del
diagrama de fases. Dicho diagrama se construyó utilizando la composición del gas
natural en la entrada, su presión, su temperatura y la ecuación de estado de Peng
Robinson del modelo composicional empleada por el simulador PIPESIM.
Figura 14. Diagrama P y T del gas natural de entrada Fuente: PDVSA (2010)
3.5.4.1.1. Condiciones de entrada y salida del gas de la planta (gas deshidratado)
Tomando en cuenta el caudal máximo y mínimo de gas que manejará la planta, se
procedió a determinar la composición del gas de entrada y salida considerando la
concentración máxima y mínima de H2S (ver figuras Nº 15 y Nº 16). Para los cálculos se
consideró la especificación de H2S establecida en la tabla Nº 9 y una remoción del 15 %
de C02, según datos suministrados por el fabricante de la amina Ucarsol HS-102 (Dow
Chemical). La fórmula utilizada para efectuar los cálculos se presentan a continuación:
………………………………………………………………………(3)
Donde:
n: Moles de gas en el sistema (lbmol / d)
Q: Caudal de gas (MMPCED)
Componentes Entrada - Concentración Máxima de H2S Salida - Concentración Máxima de H2S
% Molar MMPCED lbmol/d % Molar MMPCED lbmol/d
Nitrógeno 0.412 0.018 46.345 0.418 0.018 47.012
Dióxido de Carbono 5.459 0.233 614.066 4.640 0.198 521.956
Sulfuro de Hidrógeno 0.535 0.023 60.150 0.0004 0.000 0.045
Metano 60.042 2.564 6753.934 60.906 2.601 6851.154
Etano 15.765 0.673 1773.355 15.992 0.683 1798.882
Propano 9.939 0.424 1118.007 10.082 0.431 1134.100
i-Butano 0.942 0.040 105.963 0.956 0.041 107.488
n-Butano 2.995 0.128 336.898 3.038 0.130 341.748
i-Pentano 0.805 0.034 90.552 0.817 0.035 91.855
n-Pentano 0.955 0.041 107.425 0.969 0.041 108.971
i-Hexano 0.064 0.003 7.199 0.065 0.003 7.303
Hexano 0.767 0.033 86.277 0.778 0.033 87.519
Heptano 0.626 0.027 70.417 0.635 0.027 71.430
Octano 0.366 0.016 41.170 0.371 0.016 41.763
Nonano 0.212 0.009 23.847 0.215 0.009 24.190
Decano 0.116 0.005 13.079 0.118 0.005 13.267
Total 100.000 4.270 11248.683 100.000 4.270 11248.683
Figura 15. Composición del gas de alimentación y salida considerando la
concentración máxima de H2S Fuente: LEAL (2010)
Las características del gas tratado considerando la máxima concentración de H2S
se resumen en la tabla Nº 12
Tabla 12 Características del gas tratado (Concentración Máxima) Fuente: LEAL (2010)
Presión de Operación (lpcm) 40
Temperatura del gas a la salida del absorbedor (°F) 115
Peso Molecular del Gas (lb/lbmol) 26.926
Gravedad específica 0.935
Presión pseudocrítica (lpca) 675.75
Temperatura pseudocrítica ® 457.90
Factor de compresibilidad Z 0.9882
Poder Calorífico Bruto (BTU/lb) 1477.62
Componentes Entrada - Concentración Mínima de H2S Salida - Concentración Mínima de H2S
% Molar MMPCED lbmol/d % Molar MMPCED lbmol/d
Nitrógeno 0.413 0.005 14.253 0.418 0.005 14.442
Dióxido de Carbono 5.465 0.072 188.597 4.645 0.061 160.308
Sulfuro de Hidrógeno 0.430 0.006 14.845 0.0004 0.000 0.014
Metano 60.105 0.787 2074.224 60.903 0.798 2101.766
Etano 15.781 0.207 544.602 15.991 0.209 551.834
Propano 9.950 0.130 343.375 10.082 0.132 347.934
i-Butano 0.943 0.012 32.543 0.956 0.013 32.975
n-Butano 2.998 0.039 103.461 3.038 0.040 104.835
i-Pentano 0.806 0.011 27.815 0.817 0.011 28.184
n-Pentano 0.956 0.013 32.992 0.969 0.013 33.430
i-Hexano 0.065 0.001 2.243 0.066 0.001 2.273
Hexano 0.768 0.010 26.504 0.778 0.010 26.856
Heptano 0.627 0.008 21.638 0.635 0.008 21.925
Octano 0.366 0.005 12.631 0.371 0.005 12.798
Nonano 0.212 0.003 7.316 0.215 0.003 7.413
Decano 0.115 0.002 3.969 0.117 0.002 4.021
Total 100.000 1.310 3451.007 100.000 1.310 3451.007
Figura 16. Composición del gas de alimentación y salida considerando la
concentración mínima de H2S Fuente: PDVSA (2010)
Las características del gas tratado considerando la máxima concentración de H2S
se resumen en la tabla Nº 13
Tabla Nº 13 Características del gas tratado (Concentración Mínima)
Fuente: LEAL (2010)
Presión de Operación (lpcm) 40
Temperatura del gas a la salida del absorbedor (°F) 115
Peso Molecular del Gas (lb/lbmol) 26.926
Gravedad específica 0.935
Presión pseudocrítica (lpca) 675.75
Temperatura pseudocrítica ® 457.90
Factor de compresibilidad Z 0.9882
Poder Calorífico Bruto (BTU/lb) 1477.62
Como se puede observar los datos reflejados en las tablas Nº 12 y 13 son
prácticamente iguales; esto se debe a que la variación de las composiciones del gas
considerando concentración máxima y mínima es prácticamente nula.
Para obtener la composición del gas de salida, se calcula un factor de ajuste, el
cual se multiplica por el % molar de cada componente de hidrocarburo contenidos en el
gas de entrada (incluyendo al N2). Con el fin de comprobar como se han obtenido las
cifras de composición del gas a la salida, a título de ejemplo, se indica la composición
de salida para el metano
Donde:
YC1 Sal: Composición molar del metano a la salida
YC1 Ent: Composición molar del metano a la entrada
YH2S Sal: Composición molar del H2S a la salida
YCO2 Sal: Composición molar del CO2 a la salida
YH2S Ent: Composición molar del H2S a la entrada
YHCO2 Ent: Composición molar del CO2 a la entrada
; Este cálculo se repite con el resto de los componentes
3.5.4.1.2. Determinación de la Tasa de Circulación de la amina
Para la determinación de la tasa de circulación de la amina, se utilizó la siguiente
ecuación:
Donde:
WSol Ucarsol: Flujo másico de la solución de ucarsol (lbm/d)
nH2S: Flujo molar de H2S removido (lbmol/d)
nCO2: Flujo molar de CO2 removido (lbmol/d)
MUcarsol: Peso molecular del Ucarsol (lbm/lbmol)
ZUcarsol: Carga ácida amina pobre (lbmol H2S/lbmol Ucarsol)
% p/p: Concentración peso sobre peso de la solución de ucarsol (%)
De la figura Nº 15 y Nº 16 se obtiene el flujo molar a remover de H2S y CO2 mínimo y
máximo a utilizar para el diseño.
Luego, se sustituyen los datos de la ecuación Nº 5 y se procede a determinar
tanto el flujo másico como la tasa de circulación mínima y máxima.
De la tabla de propiedades de la solución Ucarsol (ver anexos) se obtiene su
gravedad específica; siendo ésta de 1.055. Posteriormente se procede a determinar la
densidad de la solución y la tasa de circulación requerida.
Donde:
ρSol Ucarsol: Densidad de la solución Ucarsol (lb/pie3)
γSol Ucarsol: Gravedad específica de la solución Ucarsol
ρH2O: Densidad del agua (lb/pie3)
Una vez obtenida la densidad se procede a calcular la tasa volumétrica máxima y
mínima de la solución mediante la siguiente ecuación:
Donde:
QSol Ucarsol: Tasa volumétrica de solución Ucarsol (gpm)
3.5.4.1.3. Cantidad de calor tomado por el gas
Una parte del calor que se genera por la reacción exotérmica de la amina es
tomado por el gas. Tal como se observa en las tablas Nº 12 y Nº 13; donde la
temperatura del gas de entrada aumenta de 110 ºF a 115 ºF cuando este sale por el
tope.
La cantidad de calor que toma el gas, al incrementar su temperatura en 5 ºF, se
calculó utilizando la ecuación Nº 8
Donde:
qgas: Flujo de calor absorbido por el gas (BTU/d)
ngas: Flujo molar del gas tratado (lbmol/d)
MCpavg: Calor especifico promedio molar del gas tratado (BTU/lbmol ºF)
T1: Temperatura de entrada del gas (ºF)
T2: Temperatura de salida del gas (ºF)
Antes de aplicar la ecuación se debe determinar previamente el Cpgas. Para
calcularlo se debe utilizar la temperatura promedio del gas y la figura Nº 23-40 del
GPSA. De esta manera se tiene lo siguiente:
Con Tavg = (110+115)ºF / 2 = 112.5 ºF; se obtiene de la figura Nº 23-40, el valor de
Cpavg = 0.7571 BTU / lbm ºF. Posteriormente, se multiplica dicho resultado por el peso
molecular promedio del gas Mavg:= (27.11 + 26.926)/2 = 27.018 lbm/lbmol, obteniéndose
de esta manera el valor de MCpavg = 20.4553 BTU/lbmol ºF
Seguidamente, se procede a calcular el flujo de calor máximo y mínimo absorbido
por el gas luego de ser tratado de la siguiente forma:
3.5.4.1.4. Temperatura de la solución Ucarsol en la descarga del absorbedor
Para poder determinar la temperatura de la solución Ucarsol en la descarga del
absorbedor, se debe seleccionar previamente la temperatura de la amina pobre de
entrada. Dicha temperatura debe ser como mínimo 10 ºF por encima de la temperatura
de entrada del gas. Para este caso, se ha seleccionado como temperaura de diseño
130 ºF.
Posteriormente se procede a realizar un balance de calor en el absorbedor tal
como se muestra en la siguiente ecuación:
Donde:
qSol Ucarsol: Calor absorbido por la solución Ucarsol (BTU/hr)
qreaccion: Calor producido por la reacción (BTU/hr)
qgas: Calor absorbido por el gas (BTU/hr)
Para determinar el calor de la reacción, se debe conocer el calor que genera el
H2S absorbido y los moles de gas ácido que se retiran del sistema, tal como se muestra
a continuación:
Donde:
: Calor de reacción del H2S (820 BTU/lb)
nH2S: Flujo molar de H2S a remover (lbmol/d)
: Calor de reacción del CO2 (825 BTU/lb)
nCO2: Flujo molar de CO2 a remover (lbmol/d)
De esta manera se procedió a determinar el calor de reacción máximo y mínimo
generado.
Seguidamente se calcula el calor absorbido por la solución Ucarsol a través de la
ecuación Nº 9, tal como se muestra continuación:
Posteriormente se procede a calcular el incremento de temperatura de la solución
mediante la siguiente ecuación:
Donde:
CpSol Ucarsol: Calor específico de la solución Ucarsol (BTU/lbm ºF)
ΔT: Incremento de temperatura de la solución Ucarsol (ºF)
Dado que no se tiene el valor de CpSol Ucarsol se debe obtener el mismo a través de
la figura 3-18 del Libro “Endulzamiento del Gas Natural” del Profesor Marcías Martinez
(pag. 273). Para ello, utilizando una temperatura de 130 ºF y una concentración de 50%
p/p se lee el valor de 0.875 BTU/lbm ºF y finalmente se obtiene el valor de ΔT
Finalmente, la temperatura de la solución Ucarsol en la descarga del absorbedor
(amina rica) se obtiene sumándole a la temperatura de entrada el incremento de
temperatura:
3.5.4.1.5. Intercambiador Amina Pobre – Amina Rica
En esta sección se determinó el flujo de transferencia de calor requerido para el
precalentamiento de la solución de Ucarsol rica que entra a la torre de regeneración.
Para ello se seleccionó previamente la temperatura deseada de calentamiento. Para
este diseño se consideró la utilización de un ΔT de calentamiento igual a 15 ºF.
Una vez determinada la temperatura de entrada de la amina rica al regenerador,
se procedió a determinar su temperatura de descarga utilizando para ello la presión de
operación del rehervidor, la cual fue seleccionada de la figura Nº 3-12 del Libro
“Endulzamiento del Gas Natural” del profesor Marcías Martínez.
La presión seleccionada para este diseño fue de 10 lpcm. Con dicha presión y
considerando una concentración de la amina de 50 % p/p se determinó la temperatura
de burbujeo de la amina; siendo ésta última 252 ºF.
Finalmente, se procedió a determinar el flujo de transferencia de calor del
intercambiador amina pobre – amina rica mediante la ecuación Nº 13. Es importante
mencionar que para éste cálculo se utilizaron las propiedades de las corrientes
determinadas en la siguiente sección. La temperatura utilizada para la determinación
del Cp de la amina rica es la temperatura promedio entre el valor de entrada y el valor
de salida, de esta manera la Tavg es 155.07 ºF. Seguidamente, se lee de la figura
Nº 3.18 del libro “Endulzamiento del Gas Natural” del Profesor Marcías Martinez, el
valor de 0.9 BTU/lbm ºF
Donde:
qrica-pobre: Flujo de transferencia de calor en el intercambiador amina rica-pobre (BTU/hr)
namina rica: Flujo molar que sale del absorbedor (lbmol/d)
Mamina rica: Peso molecular de la solución que sale del absorbedor (lbm/lbmol)
De esta forma, el intercambiador amina pobre-amina rica tendría las siguientes
temperaturas de entrada y salida
Solución Amina Rica 147 ºF 162 ºF
Solución Amina Pobre 237 ºF 252 ºF
Composición de la solución que llega al absorbedor
La composición de la solución pobre que llega al absorbedor está formada por los
siguientes componentes:
a) Moles de amina requeridos para hacer el trabajo.
b) Cantidad de agua necesaria para hacer la solución (50 % p/p)
c) Moles de H2S que retiene la solución después de regenerada. Este aspecto cobra
especial importancia en el diseño porque a mayor retención menor será la eficiencia
de la planta.
Tabla 14. Composición de la solución que llega al absorbedor
Fuente: LEAL (2010)
Composición Flujo Molar (lbmol/d) Xi
H2O (100 - % p/p) x (nH2S + nCO2 ) x (MUCARSOL)/ (%p/p) x(MH2O) x (Zucarsol)= 6928.5 0.868
Ucarsol (nH2S + nCO2) / (Zucarsol) = 1057.05 0.131
CO2 nCO2 x (nH2S +nCO2) x (Rucarsol) / (Zucarsol) x (nH2S + nCO2) = 3.2 0.0004
H2S nH2S x (nH2S + nCO2) x (Rucarsol) / (Zucarsol) x (nH2S + nCO2) = 2.09 0.003
Total 1.000
Es importante mencionar que para la determinación de los moles de H2S se utilizó
la carga ácida de la amina pobre (RUcarsol = 0.005 moles de H2S/moles de Ucarsol). Por
otra parte, una vez conocida la composición molar de la solución tratada, se pudo
calcular las características de la mezcla que llega al absorbedor.
Peso Molecular: 31.282 lb/lbmol
Gravedad específica: 1.006
Densidad: 62.751 lb/pie3
Composición de la solución que sale del absorbedor
Siguiendo el mismo procedimiento anteriormente descrito, se pudo calcular la
composición de la solución rica. A los moles de cada componente que llegan al
absorbedor, se les debe agregar los moles de gas ácido retirados del gas
Tabla 15. Composición de la solución que sale del absorbedor Fuente: LEAL (2010)
Composición Flujo Molar (lbmol/d) Xi
H2O (100 - % p/p) x (nH2S + nCO2 ) x (MUCARSOL)/ (%p/p) x(MH2O) x (Zucarsol)= 6998.25 0.768
Ucarsol (nH2S + nCO2) / (Zucarsol) = 1057.05 0.116
CO2 [1 + (Rucarsol)] x nCO2 x (nH2S + nCO2) / (nH2S + nCO2) x (Zucarsol) = 642.85 0.071
H2S [1 + (Rucarsol)] x nH2S x (nH2S + nCO2) / (nH2S + nCO2) x (Zucarsol) = 419.48 0.046
Total 1.000
Es importante acotar, que el flujo molar de H2S y CO2 que sale del absorbedor es
igual a la suma de la cantidad de H2S que entra a la torre de absorción más la cantidad
de H2S y CO2 retirado del gas natural. Lógicamente, después de obtener la composición
molar de la solución rica, se calculan las características de la mezcla, obteniéndose lo
siguiente:
Peso Molecular: 32.303 lb/lbmol
Gravedad específica: 0.911
Densidad: 56.840 lb/pie3
Composición del gas de tope de la torre de regeneración
El valor aproximado de la fracción molar de H2S y CO2 en el tope de la torre de
regeneración se obtiene dividiendo los moles de H2S y CO2 que dejan la torre entre la
suma de los moles que salen, más los que llegan con la solución. Esto es importante
porque la composición del tope está prácticamente integrada por el H2S y CO2 más el
vapor de agua
Donde:
YH2S + CO2 Regeneración: Composición molar del H2S y CO2 en la salida de la torre de regeneración
nH2S+CO2 Regeneración: Flujo molar del H2S y CO2 en la salida de la torre de regeneración (lbmol/d)
nH2S+CO2 Sal Absorc: Flujo molar del H2S y CO2 en la salida de la torre de absorción (lbmol/d)
Posteriormente, se puede conocer la composición de H2S y CO2 de la siguiente
manera:
Posteriormente, se procedió a calcular el flujo molar del vapor que deja la torre
mediante la siguiente ecuación:
Donde:
V: Flujo molar de vapor que sale de la torre de regeneración (lbmol/d)
Luego, una vez calculado el flujo molar de vapor (V), se calculó el reflujo (L) del
agua que retorna a la torre de regeneración tal como lo muestra la figura 17. Para
calcular la relación de reflujo (R), se tuvo que determinar previamente a temperatura de
tope de la torre utilizando para ello la figura Nº 3.2 del libro de “Endulzamiento del Gas
Natural” del profesor Marcías Martínez. Con una presión de operación de la torre de
regeneración (Pope reg = 10 lpcm y una fracción molar de H2S y CO2 (YH2S + CO2) de
12.53% se obtiene una temperatura de tope (TTope Reg) de 225 ºF
Figura 17. Variables del proceso de regeneración Fuente: PDVSA (2010)
Ahora bien, empleando la figura Nº 2.8 del libro mencionado anteriormente y
utilizando la TTope Reg y la presión de operación de la torre de regeneración (10 lpcm) se
procedió a determinar la relación de reflujo (R); siendo esta de 3.4. Posteriormente, se
utilizó la ecuación Nº 15 para calcula el reflujo de agua (L)
Utilizando el peso molecular y la densidad del agua, se calcula el caudal de agua
de reflujo (QW)
De acuerdo al GPSA, la potencia de la bomba de reflujo puede ser estimada
multiplicando el caudal por 0.06; de esta manera se tendría:
La bomba seleccionada comercial debe tener una potencia al freno de 1/4 hp
Regulación ambiental
Dado que la cantidad de H2S retirado de la corriente de gas es relativamente
pequeña, se ha considerado para este diseño la quema del mismo a través del
mechurrio existente en la planta. La combustión del H2S da como resultado la
producción de dióxido de azufre; emisiones que se encuentran reguladas a nivel
mundial debido a su acción contaminante del medio ambiente. De acuerdo a las
regulaciones ambientales mundiales, la emisión máxima de SO2 permitida es de 2
Toneladas por día. La tabla Nº 9 muestra que el flujo máximo de H2S retirado de la
corriente de gas es de 2049.87 lbm/d equivalente aproximadamente a 0.93 Toneladas
por día; por lo que se cumple con las regulaciones ambientales
Calor de vaporización del agua
El agua que sale por el tope de la torre debe ser condensada, para lo cual es
necesario retirar la cantidad de calor que produce la condensación. El cálculo es
realizada mediante la siguiente ecuación:
OHfgOH 22MxhxLx
24
1q
……………………………………………………………………….(16)
Donde:
qH2O: Calor de vaporización del agua BTU/hr
hfg: Calor de vaporización del agua (982.13 BTU/lbm @ 10 lpcm)
Carga calorífica del rehervidor
La carga calorífica del rehervidor se calculó sumando el calor requerido para
incrementar la temperatura de la solución; el calor para vaporizar el agua, más el calor
necesario para disociar el gas ácido de la solución (lo cual es igual al calor de absorción
en el contactor)
Donde:
qrehervidor: Calor requerido por el rehervidor (BTU/hr)
3.5.4.1.6. Capacidad de la Bomba de Ucarsol
Para la determinación de la capacidad de la bomba de Ucarsol se consideró el
diferencial de presión entre la torre de absorción y la torre de regeneración, además de
la densidad del fluido y el flujo volumétrico de la solución a utilizar para el tratamiento
del gas. Las ecuaciones utilizadas para realizar los cálculos se presentan a
continuación:
Donde:
H: Cabezal de descarga de la bomba (pies)
ΔP: Diferencial de presión entre absorbedor y torre de regeneración (psig)
ρL: Densidad de la solución Ucarsol que va hacia el absorbedor (lb/pie3)
Donde:
hyd hp: Potencia hidráulica de la bomba (hp)
QUcarsol: Flujo volumétrico de la amina rica que va hacia el absorbedor (gpm)
γUcarsol: Peso específico de la solución Ucarsol
Considerando una eficiencia mecánica de 60% se calcula la potencia al freno
dividiendo los resultados obtenidos entre dicho valor. Las potencia al freno serían
La bomba seleccionada comercial debe tener una potencia al freno de 1 hp
3.5.4.1.7. Cálculo del diámetro del absorbedor
Para determinar la velocidad del gas dentro del absorbedor se siguen las
instrucciones del GPSA-87, Fig. 7-9, según las cuales la torre de absorción se calcula
con el 60% o el 80% de la velocidad que se obtendría dentro del separador. En la
misma se presentan los valores de “K” recomendados para el dimensionamiento de un
separador. E l cálculo de la velocidad máxima viene dado por la siguiente ecuación:
Donde:
Vg: Velocidad del gas (pie/seg)
K: Constante de souder & Brown (K = 0.314)
ρL: Densidad de la solución Ucarsol (lb/pie3)
ρg: Densidad del gas (lb/pie3)
Antes de aplicar la ecuación Nº 19, se debe calcular previamente la densidad del
gas mediante la siguiente ecuación:
Donde:
P: Presión de operación del absorbedor (psia)
M: Peso molecular del gas (lb/lbmol)
Z: Factor de Compresibilidad del gas
R: Constante universal de los gases (10.73 psia x pie3 / lbmol x R)
T: Temperatura de operación del absorbedor (R)
Una vez obtenida la densidad del gas se procede a calcular la velocidad máxima
del gas, tal como se muestra a continuación:
Antes de calcular el área del absorbedor y su diámetro, es necesario determinar el
caudal del gas de entrada a las condiciones de operación utilizando para ello la
siguiente ecuación:
Donde:
QCO: Caudal de gas a condiciones de operación (pie3/seg)
QCO: Caudal de gas a condiciones normales (pie3/d)
A continuación se procede a calcular el área del absorbedor y seguidamente el
diámetro del recipiente requerido, mediante la siguiente ecuación:
De esta manera, el diámetro del absorbedor es calculado a continuación:
De esta manera el diámetro seleccionado para el absorbedor es de 30 pulg.
3.5.4.1.8. Cálculo del número de platos y altura del absorbedor
El número de etapas teóricas requeridas para el contactor se ha estimado en
función de las mejores pràcticas y experiencias reportadas por empresas consultoras y
fabricantes de dichos recipientes; tal es el caso de la empresa Dow Chemical, quien ha
establecido que el número de platos teóricos ideales para lograr las especificaciones del
gas es de 3; dicha especificaciones no son màs de 4ppm de H2S en el gas de salida y
un slippage (cantidad no recuperada) de CO2 de 85%. Ahora bien, considerando una
eficiencia del 15%, el número de platos reales del contactor es de 20 platos. Con un
espaciamiento entre platos de 24 pulgs (2 pies).
De esta manera, la sección de platos de la torre tendrá una altura de 38 pies. A
ello se le suma la altura correspondiente a la sección de liquido retenido en el fondo de
la torre, el cual es calculado como sigue:
Donde:
hNLL: Altura de control de lìquido (pie)
tNLL: Tiempo de retención (1 min)
AAbsorber: Área del absorberdor (pie2)
De esta manera se selecciona 1 pie para controlar el nivel de lìquido dentro de la
torre. La torre tendrá a su vez 1 pie como volumen muerto y 1 pie adicional antes de
llegar al primer plato. Las dimensiones generales del contactor son:
Desde el Fondo hasta el primer plato = 3 pies
Desde el primer plato hasta el ultimo plato = 38 pies
Desde el último plato hasta la sección de lavado = 5 pies
La longitud total de la torre absorbedora es de 46 pies
3.5.4.1.9. Cálculo del diámetro del regenerador
Así como se calculó el diámetro del absorbedor se procedió a determinar el
diámetro del regenerador. Para ello se determinó el caudal total de vapor que asciende
por el tope de la torre. Dichos vapores son el caudal de H2S absorbido y el vapor de
agua vaporizado.
Donde:
Qg reg: Caudal de gas que sale del regenerador por el tope (pie3/seg)
Considerando que es una técnica común asignarle al gas una velocidad de 1
pie/seg y un 80% del área total, a continuación se determinó el diámetro del recipiente:
de la siguiente forma:
3.5.4.1.10. Cálculo del número de platos y altura del regenerador
Al igual que el número de etapas teóricas del contactor, el número de etapas
teóricas requeridas para el regenerador se ha estimado en función de las mejores
prácticas y experiencias reportadas por empresas consultoras y fabricantes de dichos
recipientes; tal es el caso de la empresa Dow Chemical, quien ha establecido que el
número de platos reales para lograr las especificaciones del gas es de 20, siendo el
espaciamiento entre platos de 30 pulgs (2.5 pies). De esta manera, la sección de platos
de la torre tendrá una altura de 47.5 pies. A ello se le suma la altura correspondiente a
la sección de liquido retenido en el fondo de la torre, el cual es calculado como sigue:
Donde:
hNLL: Altura de control de lìquido (pie)
tNLL: Tiempo de retención (2 min)
AAbsorber: Área del absorberdor (pie2)
De esta manera se selecciona 2 pie para controlar el nivel de lìquido dentro de la
torre. La torre tendrá a su vez 2 pie como volumen muerto y 2 pie adicional antes de
llegar al primer plato. Las dimensiones generales del regenerador son:
Desde el Fondo hasta el primer plato = 6 pies
Desde el primer plato hasta el ultimo plato = 47.5 pies
Desde el último plato hasta la sección de lavado = 6.5 pies
La longitud total de la torre regeneradora es de 60 pies
3.5.4.1.11. Resumen del diseño de la Planta de Ucarsol HS-102
Una vez desarrollado todos los cálculos para el dimensionamiento de la planta
Ucarsol HS-102, se presenta a continuación un resumen general del deseño realizado:
Condiciones del Gas Tratado
Flujo de gas Màximo: 4.27 MPCED
Especificación del H2S: 4 ppm
Slippage CO2: 85%
Solvente
Nombre: Ucarsol HS-102
Flujo de amina pobre: 20 gpm
Concentración de la amina: 50%
Número de etapas de separación: 20
Condiciones de la Solución
Temperatura de la amina pobre: 130 ºF
Carga de la amina pobre: 0.005 lbmol GA/lbmol Ucarsol HS-102
Carga de la amina ácida: 0.144 lbmol GA/lbmol Ucarsol HS-102
Condiciones del Regenerador
Número de etapas de regeneración: 20
Temperatura de entrada de la amina rica: 162 ºF
Presión del Rehervidor: 10 lpcm
Caudal de reflujo: 1.41 gpm
Carga calorífica de Intercambiadores
Intercambiador Amina Rica-Amina Pobre: 0.166 MM BTU/hr
Condensador de Reflujo: 0.692 MMBTU/hr
Rehervidor: 1.019 MMBTU/hr
Absorbedor
Internos del Absorbedor: 20 platos
Diámetro del Absorbedor: 30 pulg
Altura del Absorbedor: 46 pies
Presión de Operación: 40 lpcm
Temperatura de la solución rica: 147.57 ºF
Regenerador
Internos del Regenerador: 20 platos
Diámetro del Regenerador: 36 pulg
Altura del Absorbedor: 60 pies
Presión de operación: 10 lpcm
Razón de Reflujo: 3.4 lbmol H2O/lbmol GA
Rehervidor
Carga calorífica: 1.019 MMBTU/hr
Temperatura de la solución pobre: 252 ºF
Presión del vapor del rehervidor: 10 psig
Coeficiente Universal de Transferencia de Calor U: 145 BTU/hr x pie2x ºF
Área de Transferencia (11,3 x GPM según GPSA): 226 pie2
LMTD: 31.1 ºF
Intercambiador Amina rica - Amina Pobre
Carga Calorífica: 0.166 MM BTU/hr
Temperatura de entrada amina rica: 147 ºF
Temperatura de salida amina rica: 162 ºF
Temperatura de entrada amina pobre: 252 ºF
Temperatura de salida amina pobre: 237 ºF
Coeficiente Universal de Transferencia de Calor U: 120 BTU/hr x pie2x ºF
Área de Transferencia: 19.2 pie2
LMTD: 90 ºF
Enfriador de Amina Pobre
Tipo: Aire
Carga calorífica: 0.298 MMBTU/hr
Temperatura de entrada de la amina pobre: 237 ºF
Temperatura de salida de la amina pobre: 130 ºF
Coeficiente Universal de Transferencia de Calor U: 90 BTU/hr x pie2x ºF
Área de Transferencia: 204 pie2
LMTD: 20.3 ºF
Condensador de Reflujo
Tipo: Aire
Carga calorífica: 0.692 MMBTU/hr
Temperatura de entrada del condensador: 225 ºF
Temperatura de salida de la amina pobre: 120 ºF
Caudal de reflujo máximo: 1.41 gpm
Coeficiente Universal de Transferencia de Calor U: 64 BTU/hr x pie2x ºF
Área de Transferencia: 104 pie2
LMTD: 130 ºF
3.5.5.- Factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento actual de la planta.
Para el estudio de la factibilidad de reemplazo, se realizó una evaluación
económica comparativa de menor costo entre la propuesta de instalación de la planta
de amina y el mantenimiento del sistema actual de endulzamiento de la planta UD
García. De esta manera se determinó previamente la inversión inicial requerida para la
planta de amina, siendo esta la siguiente:
Tabla 16. Estimado de Costo Clase V para una Planta de Ucarsol HS-102 Fuente: PDVSA (2010)
Descripción % CT MBsF
Equipos Principales
Recipientes 14.74 1757.45
Intercambiadores de Calor/Rehervidor 19.46 2320.21
Bombas 6.17 735.65
Materiales 18.59 2216.48
Subtotal 58.96 7029.79
Construcción
Preparación de sitio 1.45 172.88
Erección de equipos mayors 5.08 605.69
Prefabricación e instalación de tuberías 3.63 432.80
Obras civiles 3.44 410.15
Instrumentación 0.94 112.08
Electricidad 1.33 158.58
Acabados 0.52 62.00
Subtotal 16.39 1954.18
Costos Indirectos
Facilidades temporales 2.03 242.04
Ingeniería de procesos y construcción 8.96 1068.30
Repuestos 0.81 96.58
Nacionalización y Transporte 9.36 1115.99
Seguros 3.49 416.11
Subtotal 24.65 2939.02
Total 100 11922.99
Posteriormente, se procedió a determinar el flujo de desembolsos que tendría la
planta durante 20 años por concepto de operación y mantenimiento. Las premisas
utilizadas para los cálculos de dichos desembolsos son:
Costos de Operación y Mantenimiento:
1 % de la Inversión (2011 – 2015)
2 % de la Inversión (2016 – 2020)
3 % de la Inversión (2021 – 2025)
4 % de la Inversión (2026 – 2029)
Costos de Reposición del Solvente:
El costo del solvente es de 4.51 $/Lts
Se ha considerado reemplazar el solvente cada 3 meses, lo que representan 4
reemplazos por año
Se ha considerado unas pérdidas del producto del 10% mensual, lo que por
cada ciclo de reemplazo se debe utilizar un 30% adicional del producto
requerido (20 gpm x 1.3 = 26 gpm)
Tasa de Interes
La tasa interna utilizada por PDVSA para la evaluación económica de proyectos
es del 15%
Paridad Cambiaria
Se ha utilizado una paridad cambiaria de 4.3 BsF por cada dólar
Basado en las premisas anteriores, se procedió a determinar el flujo de caja de
desembolsos requerida para la Planta de Amina, tal como se observa en la tabla
16
Tabla 17. Flujo de Caja de Desembolsos para una Planta de Ucarsol HS-102
Fuente: LEAL (2010)
Utilizando el flujo de caja mostrado en la tabla 16 y una tasa de interés del 15%,
se procedió a determinar el Valor Presente Neto (VPN) de dicha propuesta,
obteniéndose como resultado lo siguiente:
VPN = 13238.75 MBsF
Seguidamente, se procedió a determinar el flujo de caja de desembolsos y el VPN
que tendría la planta Urdaneta García operando bajo el sistema de endulzamiento
actual; para ello se utilizaron las figuras 11 y 12 referidas al número de reemplazos de
sulfatreat requeridos para los próximos años considerando una capacidad de remoción
real y teórica respectivamente. Las premisas utilizadas para los cálculos fueron:
Costos del Producto Sulfatreat:
El costo del sulfatreat es de 0.29 $ por cada libra
Cada reemplazo de sulfatreat está referido a la utilización de 660000 lbs en los
dos reactores
Paridad Cambiaria
Se ha utilizado una paridad cambiaria de 4.3 BsF por cada dólar
Basado en las premisas anteriores se obtuvieron los siguientes resultados:
Tabla 18. Flujo de Caja de Desembolsos para reemplazo de sulfatreat según capacidad de remoción real (PDN 2010-2029)
Fuente: LEAL (2010)
Utilizando el flujo de caja mostrado en la tabla 16 y una tasa de interés del 15%,
se procedió a determinar el Valor Presente Neto (VPN) de dicha situación,
obteniéndose como resultado lo siguiente:
VPN MIN = 17193.42. M$
VPN MAX= 21357.42 M$
VPN MIN= 73931.71 MBsF
VPN MAX= 91836.92 MBsF
Tabla 19. Flujo de Caja de Desembolsos para reemplazo de sulfatreat según capacidad de remoción teórica (PDN 2010-2029)
Fuente: LEAL (2010)
Utilizando el flujo de caja mostrado en la tabla 18 y una tasa de interés del 15%,
se procedió a determinar el Valor Presente Neto (VPN) de dicha situación,
obteniéndose como resultado lo siguiente:
VPN MIN = 7163.92. M$
VPN MAX= 8898.93 M$
VPN MIN= 30804.88 MBsF
VPN MAX= 38265.38 MBsF
CAPITULO IV
ANÁLISIS DE LOS RESULTADOS
4.1. Análisis de las características del sistema de endulzamiento actual de la
planta Urdaneta García
Como se pudo observar en el punto 3.5.1 del procedimiento metodológico de esta
investigación, la Planta UD García consta de tres sistemas de endulzamiento utilizados
para desacidificación del crudo y gas de los pozos provenientes lago de Maracaibo (UD-
103, UD-121, UD-132, UD-144, UD-152 y UD-791) y de los pozos ubicados en tierra en
los alrededores de la planta (García-17, García-18, Urdaneta 6 y Urdaneta).
De los 3 sistemas de endulzamiento, sólo 2 deberían ser utilizados por la planta
según las especificaciones originales de diseño. Estos dos sistemas son el N° 2 (Torre
despojadora de H2S V-102) y el N° 3 (Reactores Sulfatreat). Sin embargo, por
deficiencias en los mismos, se ha recurrido al empleo del Sistema N° 1 (Química
Secuestrante) para cubrir con las especificaciones del producto aunque esto genere un
incremento de los costos operacionales.
Actualmente, el sistema N° 1 sólo permite dosificar química secuestrante a la
corriente de crudo y gas proveniente de los pozos del lago. Para una producción de
5000 Barriles por día de crudo de 26°API y una concentración de H2S de 500 ppm, se
requieren 21 galones por hora del químico, lo que significa que 378 lbs/d de H2S en el
crudo se remueven con 2102 lb/d de producto representando ello una relación de 0.179
lbs de H2S / lbs de químico. Con esta dosificación de química, no se logra disminuir la
concentración de H2S en el gas por debajo de 450 ppm.
En la figura 18 se muestra en forma detallada los caudales de crudo y gas
manejados por el Sistema de Endulzamiento N° 1, en la que se detalla la concentración
de H2S en la entrada y salidas del separador S-1.
Figura 18. Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 1 Fuente: PDVSA (2010)
En la figura anterior también se puede apreciar que mediante el empleo de la
química secuestrante ENCORD 9787 se logra eliminar completamente el H2S contenido
en el crudo de los pozos de lago, sin necesidad de activarla la torre despojadora de H2S
(Sistema N° 2).
Ahora bien, con respecto a la corriente de producción de los pozos de tierra, a
pesar que esta última no presenta facilidades de superficie para la inyección de
química, la misma es beneficiada con el producto suministrado a nivel del separador de
S-1 debido a que ambas corrientes (lago y tierra) se mezclan en un separador común
llamado V-101 A/B. De esta manera se puede decir que en lugar de endulzar 5000
barriles de crudo, se están endulzando 5600 barriles con una relación de remoción de
0.199 lbs de H2S / lbs de químico.
La no utilización del sistema de endulzamiento N° 1, obliga al empleo del sistema
N° 2. éste último permite obtener un crudo bajo especificación (menor a 10ppm de H2S)
pero con la desventaja de que se obtiene un gas residual con una alta concentración de
H2S, tal como se muestra en la figura 19
Figura 19 Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 2 Fuente: PDVSA (2010)
En la figura anterior se observa que a pesar que el flujo de gas residual es muy
bajo (0.1 MMPCED), el mismo presenta una alta concentración de H2S (12000 ppm)
que se traducen en un flujo másico de 107.73 lbs/d de H2S el cual representa el 18%
del flujo másico del gas agrio asociado a los pozos de tierra y el 25% del flujo másico
del gas agrio asociado a los pozos de lago. Este flujo másico de gas muchas veces es
condicionado para su procesamiento debido a que limita la duración del producto
sulfatreat del sistema de endulzamiento N° 3. En su lugar, éste gas residual es
quemado en el mechurrio de la planta violando las normas de fiscalización de los
hidrocarburos
Con respecto a la especificación de la torre V-102, en la tabla 3 se observa que la
capacidad de diseño de este recipiente es superior a la producción de crudo que recibe
actualmente la planta (5600 BPD). Asimismo se aprecia que el flujo de gas de diseño de
la torre es superior al gas agrio que sale por el tope y que va hacia la corriente de
alimentación de los reactores de sulfatreat (0.1 MMPCED). Todo ello nos permite nos
permite soportar que el sistema de endulzamiento N° 2 opera bajo especificación.
Finalmente analizando el sistema de endulzamiento N° 3, se puede decir que
independientemente del empleo o no del sistema N° 1, el endulzamiento de gas
mediante sulfatreat siempre es utilizado. El efecto de la activación del sistema N° 1 se
refleja en la mayor duración del lecho sólido; esto se debe a que la concentración de
H2S que alimentaría a los reactores es mucho menor (450 ppm) a la que normalmente
lo hace (3000 ppm).
Los reactores de sulfatreat están dimensionados de tal manera que para un flujo
máximo de 6.2 MMPCED y una concentración de H2S no mayor a 3140 ppm el tiempo
de duración de los lechos sea de 45 días lo que representa una remoción de 0.12 libras
de H2S por cada libra de Sulfatreat.
Es importante mencionar que un incremento en el flujo de gas manteniendo una
concentración constante, disminuye el tiempo de duración de los lechos al igual que
incrementa la velocidad del fluido y la caída de presión en los reactores. Asimismo, un
incremento de la concentración para un flujo constante, repercute directamente en la
duración de dicho lecho. Sin embargo, es importante mencionar que es más probable la
variación del flujo de gas que la variación de la concentración de H2S.
En la figura 20 se muestra en el balance de masa actual llevado a cabo en los
reactores de sulfatreat cuando la planta opera con el sistema de endulzamiento N°2.
Cuando la planta opera con el sistema de endulzamiento N° 1, el gas de la torre
despojadora de crudo no es considerado para el balance.
Figura 20. Diagrama de flujo de proceso del Sistema de Endulzamiento N° 3 Fuente: PDVSA (2010)
De la figura anterior se puede concluir que a pesar que los pozos de lago poseen
menos concentración de H2S que los pozos de tierra, los mismos aportan mayor
cantidad de H2S a los reactores de sulfatreat, debido a que son ellos los que poseen
mayor flujo de gas. De la cantidad total de H2S aportado por cada una de las fuentes,
los pozos de lago representan el 52.94 %, los de tierra el 37.65% y el gas de la torre
representa el 9.41 %
4.2. Análisis de las características del gas natural a ser desacidificado.
A fin de definir las características del gas asociado a los pozos de tierra y lago que
alimentan a la Planta Urdaneta García, a continuación se analizan los datos
suministrados en las cromatografías de las fuentes antes mencionadas
En la figura 8 se observa que la composición molar del metano es relativamente
baja (59.189 %); típico de un gas asociado. Asimismo se puede apreciar que dicho gas
presenta dos componentes ácidos como lo son: el dióxido de carbono y el sulfuro de
hidrógeno cuyas composiciones son relativamente altas (5.837 % y 0.307 %
respectivamente). A pesar de la presencia de estos compuestos ácidos, la Planta
Urdaneta García fue diseñada para remover solamente H2S por lo que la remoción
parcial o total del CO2 sería un valor agregado pero no un objetivo de la planta.
Las presión y temperatura reflejadas en la cromatografía corresponden al
separador de producción S-1, ya que el muestreo del gas fue realizado en la descarga
de dicho recipiente. Por otra parte se puede apreciar que la viscosidad del fluido es baja
por lo que no afecta el transporte del mismo a través del sistema de tuberías.
En la figura N° 3.4 se observa que la composición molar del metano en los pozos
de tierra es mayor a la de los pozos de lago (67.911 %); sin embargo la misma sigue
siendo baja y típica para un gas asociado Adicional a ello se puede apreciar en la
cromatografía la presencia de dos componentes ácidos como lo son el dióxido de
carbono y el sulfuro de hidrógeno. La composición molar del CO2 es baja (2.706%)
mientras que la del H2S es muy alta con una concentración de 16000 ppm (1,6%).
La presión y temperatura reflejadas en la cromatografía corresponden al
separador de producción S-1A, ya que el muestreo del gas fue realizado en la descarga
de dicho recipiente. Por otra parte se puede apreciar que la viscosidad del fluido es baja
por lo que no afecta el transporte del mismo a través del sistema de tuberías.
Con respecto a la variabilidad de la concentración de H2S en la planta UD García,
en la tabla N° 3.5 se muestra el rango de concentración de H2S a manejar en cada una
de las corrientes de producción proveniente de los pozos de tierra y lago, además de la
corriente de gas que alimenta a las torres de sulfatreat. Dichas corrientes alimentarán al
nuevo sistema de endulzamiento basado en aminas.
Los rangos de concentración son variables de una corriente a otra, siendo la de
los pozos de tierra la que presenta mayor diferencia entre el valor mínimo y máximo. Sin
embargo, es importante mencionar que las concentraciones reportadas durante la
descripción del sistema de endulzamiento actual son las que han presentado mayor
repetibilidad.
Ahora bien, conocidas las propiedades y las concentraciones de H2S del gas
natural, se analizó el caudal de gas esperado para los próximos años. Para ello
analizando la figura N° 3.5, se observa que la mayor cantidad de gas a endulzar en la
Planta UD García será proveniente de los pozos de lago. Adicionalmente se muestra
que el valor máximo y mínimo de gas será de 4.27 MMPCED (años 2011-2013) y 1.31
MMPCED (año 2029) respectivamente. Es importante acotar que a partir del año 2014
la cantidad de gas total decrecerá sustancialmente hasta el año 2022 (desde 4.13
MMPCED hasta 2.06 MMPCED) donde permanecerá ligeramente constante por un año
y finalmente decrecerá gradualmente hasta llegar al valor mínimo.
Utilizando los caudales de gas mostrados anteriormente y las concentraciones
mínimas y máximas de H2S, se procedió a determinar la ventana de operación de la
planta de amina utilizando para ello la ecuación (1). Los resultados se muestran en la
figura 21
Figura 21. Flujo másico del gas a desacidificar según PDN 2010-2029
Fuente: PDVSA (2010)
La figura anterior es el resultado de la suma de los flujos másicos mínimos y
máximos de cada una de las corrientes de gas a endulzar. En la misma se observa el
mismo comportamiento descrito en la figura 20, la cual se traduce en que el valor
máximo y mínimo de H2S será de 2049.87 lbm/d (años 2011-2013) y 505.93 lbm/d (año
2029) respectivamente. Es importante acotar que a partir del año 2014 la cantidad de
gas total decrecerá sustancialmente hasta el año 2022 (desde 1983.75 lbm/d hasta
798.84 lbm/d) donde permanecerá ligeramente constante por un año y finalmente
decrecerá gradualmente hasta llegar al valor mínimo
Finalmente, para efectos del diseño del nuevo sistema de endulzamiento, se ha
establecido la especificación del contenido de H2S en el gas tratado con una
concentración no mayor a 4 ppmv para cumplir con las regulaciones ambientales y de
seguridad
4.3. Análisis del diagnóstico de la problemática del sistema de endulzamiento
actual de la planta Urdaneta García
Tal como se explicó en el punto N° 4.1 el sistema de endulzamiento de gas de la
Planta Urdaneta García está basado en el empleo de dos reactores de Sulfatreat cuyo
proceso de remoción de H2S es no regenerativo. El proceso utiliza un químico sólido
basado en óxido de hierro para absorber el azufre, el cual está diseñado para trabajar a
temperaturas de gas entre 70 °F y 120 °F. Para alcanzar la máxima eficiencia el
fabricante recomienda que el gas a tratar no debe poseer líquidos libres. y el mismo
debe estar saturado con agua.
De acuerdo a la tabla 4, el fabricante estima una capacidad promedio de remoción
de 0.12 lbs de azufre por cada libra de Sulfratreat. Este valor de capacidad es utilizado
como referencia para evaluar la eficiencia del proceso Sulfatreat.
El fabricante especificó que la duración de cada lecho debe ser de 45 días, sin
embargo, al observar la estadística de los últimos 12 reemplazos de sulfatreat reflejados
en la tabla N° 3.6 se aprecia que el promedio de duración de cada lecho fue de 16 días
para el reactor R-A y 15 días para el reactor R-B; esto significa que cada ciclo de
reemplazos tiene una duración de 31 días (12 reemplazos por año). Lo que nos permite
concluir que los reactores trabajan fuera de especificación
Es importante acotar que el gas agrio de alimentación al proceso entra solamente
a uno de los reactores y cuando éste alcanza una concentración de H2S mayor a 10
ppmv, el gas agrio de alimentación es desviado al otro reactor para que el químico
consumido sea reemplazado. La operación de descarga del químico consumido,
limpieza del recipiente y carga del sulfatreat nuevo es realizado en 5 días
Ahora bien, de la figura 20 se determino que la cantidad de H2S que se remueve
actualmente es de 1145 lbs/d. Dicha cantidad multiplicada por el tiempo de duración de
cada lecho permitió determinar la cantidad de H2S removida y por consecuencia la
capacidad real de remoción de cada uno de los reactores. Los resultados fueron
plasmados en las tablas 7 y 8.
Si comparamos la capacidad real de remoción de H2S mostrada en la tabla 8 (0.05
lbs de H2S/lb de sulfatreat) con la especificada por el fabricante en la tabla 4 (0.12 lbs
de H2S/lb de sulfatreat), se puede observar que existe una disminución del 58.3%.
Este mayor consumo del sulfatreat con respecto al indicado por el fabricante se
presumía que se debía a los siguientes factores:
El gas agrio de alimentación no está saturado con agua
Canalizaciones del flujo de gas en el lecho sulfatreat lo cual impide que el
químico se consuma totalmente
Presencia de hidrocarburos líquidos arrastrados en el gas agrio de
alimentación. Esta causa es poco probable dado que esto ocasiona una alta
caída de presión en el reactor y esto no se ha observado en la planta Urdaneta
García
Dichos factores fueron verificados en sitio encontrándose lo siguiente:
La planta no cuenta con un dispositivo que permita la dosificación de agua a la
corriente de gas de forma homogénea, por lo que el gas entra al reactor
sulfatreat sin estar saturado
Basado en información suministrada por el personal de operaciones de la
planta, el producto químico es vaciado en cada reactor sin ningún
procedimiento establecido por lo que la probabilidad de formación de
canalizaciones es alta
Según el personal de operaciones de la planta, el control de nivel del
depurador V-103 ha trabajado en forma óptima y no se han presentado
problemas por inundación del recipiente que sean indicios de arrastre de
líquido hacia las torres de sulfatreat.
Por otra parte, comparando las velocidades del fluido a través del reactor y su
caída de presión bajo las condiciones de flujo actual, se observa que los mismos están
bajo las especificaciones de diseño (9.4 pie/seg y 5 psig respectivamente).
Hasta ahora, se han expuesto los tiempos de duración de cada lecho
considerando que la planta opera sin inyección de química secuestrante. Sin embargo,
cuando dicho sistema de endulzamiento es utilizado, el tiempo de duración del lecho se
prolonga debido principalmente a la reducción de la concentración de H2S del gas
asociado a los pozos de lago (desde 3000 ppm hasta 450 ppm) y a la eliminación de la
corriente de gas que se obtenía de la torre despojadora. De esta manera el flujo másico
de H2S a remover cambiaría de 1145 lbs/d a 521.83 lbs/d. Bajo esta condición el
número de reemplazos requeridos de sulfatreat disminuye de 12 a 5 reemplazos
aproximadamente. Sin embargo, dado que la química utilizada tiene un alto costo (4 $
por cada barril de crudo endulzado), el costo total de endulzamiento del gas natural se
incrementa en un 359.6 % aun cuando se requieren menos reemplazos de sulfatreat.
Con este nuevo esquema de endulzamiento y considerando la capacidad real de
remoción calculada (0.05 lbs de H2S/lb de sulfatreat) se estima una duración por cada
lecho de 32 días lo cual representa el doble del tiempo de duración que se obtiene con
el sistema de sulfatreat.
Posteriormente se evaluó el número de reemplazos de sulfatreat que se tendría en
el futuro de continuar operando los reactores baja las condiciones actuales de
remoción; los resultados fueron plasmados en la figura N° 3.6. En dicha figura se
observa que el número de reemplazos de sulfatreat se duplica para el período
comprendido 2011-2015 y que el mismo disminuye gradualmente hasta el año 2019
donde se iguala a las condiciones actuales, finalmente y como consecuencia de la
reducción del flujo de gas el número de reemplazos se reduce hasta la mitad en el año
2029
Por último es importante mencionar que si la capacidad de remoción de H2S del
sulfatreat fuera la especificada por el fabricante el número de reemplazos requeridos
disminuiría sustancialmente. Esto se pueda apreciar en la figura 12, en la que se
muestra que de tenerse las condiciones ideales de remoción se tendría una disminución
del número de reemplazos del orden del 58.33 %. Sin embargo, aún se tendría la
problemática de disposición final del producto utilizado que no se cuentan con las
facilidades requeridas para su desecho.
4.4. Análisis del diseño de la planta de aminas propuesto
Para el diseño de la planta de amina se determinó previamente la composición
del gas que alimentaría el nuevo sistema de endulzamiento, el mismo se muestra en la
figura 13. En dicha figura se observa que la composición molar del metano es
relativamente baja (60.089 %); típico de un gas asociado. Asimismo se puede apreciar
que dicho gas presenta dos componentes ácidos como lo son: el dióxido de carbono y
el sulfuro de hidrógeno cuyas composiciones son relativamente altas (5.463 % y 0.456
% respectivamente)
La planta fue diseñada para manejar un caudal de gas máximo de 4.27 MMPCED
y un caudal de gas mínimo de 1.31 MMPCED, siendo la cantidades máximas y mínimas
de H2S a retirar de 2049.87 lbm/d y 505.93 lbm/d, respectivamente. El diseño contempla
la utilización del mechurrio existente en la Planta Urdaneta García para la quema del
gas de cola a obtener de la nueva planta de amina. De acuerdo a las regulaciones
ambientales mundiales, la máxima cantidad de dióxido de azufre (producto de la
combustión de H2S) que puede ser emanado al ambiente es de 2 Ton/dia (4400 lbm/d),
por lo que el diseño propuesto cumple con tales exigencias.
Conocida la composición y las características del gas a tratar, el siguiente paso
consistió en seleccionar la amina más apropiada para el diseño. Para ello se
consideraron las soluciones más utilizadas en el país y las de más fácil acceso en el
mercado; éstas son: la Monoetanolamina (MEA), la Dietanolamina (DEA),
Metildietanolamina y Ucarsol HS-102. Para la selección se elaboró una matriz
comparativa considerando las siguientes variables: la presión de vapor, la reactividad,
presión de operación, temperatura de operación, peso molecular, concentración de la
solución, degradación del solvente, corrosión, viscosidad, absorción de hidrocarburos,
selectividad, carga ácida, disponibilidad en el mercado y costo del solvente.
Dichas variables se consideraron según la opinión de expertos en la materia que
trabajan en la Planta Urdaneta García desde hace más de 15 años. Como se explicó en
el capitulo III a cada uno de estos tópicos se le asignó un peso ponderativo entre 0 y
100%. Las variables con mayor peso ponderativo y por ende las más importantes
fueron: la presión de vapor, la concentración de la solución, la selectividad y la carga
ácida; todas ellas son determinantes para la remoción total del H2S. A continuación se
analizan los resultados obtenidos en la tabla 11 sobre las variables evaluadas:
Presión de vapor: según el análisis realizado, la amina Ucarsol HS-102 y la
MDEA fueron las más favorecidas en este tópico, ya que ambas presentan una
baja presión de vapor lo cual disminuye las pérdidas de producto.
Reactividad: en cuanto a esta variable, no hay dudas que las aminas más
favorecidas fueron la MEA y DEA. Sin embargo, esta ventaja tiene como
consecuencia los niveles de corrosión que pueden ocasionar, por lo cual se
emplean con una concentración de la solución relativamente baja
Presión de operación: considerando que presiones de trabajo en la planta
oscilaran entre 10-40 psig, las aminas que resultan más favorecidas por esta
condición son la MDEA y la Ucarsol HS-102. A bajas presiones la única amina
capaz de efectuar una remoción total de H2S es la Ucarsol HS-102; la MDEA es
capaz de efectuar la remoción selectiva del H2S pero no en forma total
Temperatura de Operación: dada que la temperatura de trabajo oscilará entre
90-100 °F, dicha condición favorece el comportamiento de las aminas MDEA y
Ucarsol HS-102
Peso Molecular: con respecto a este tópico, el mismo es proporcional al flujo
volumétrico de la amina requerida. Esto significa, que mientras mayor sea el
peso molecular, mayor cantidad de amina se necesitará para efectuar el trabajo;
dicha condición favorece las aminas primarias y secundarias que poseen pesos
moleculares bajos en contraste con la MDEA y Ucarsol HS-102
Concentración de la solución: esta variable juega un papel importante cuando la
amina es muy reactiva, tal es el caso de la MEA y DEA. Su alta reactividad hace
que se utilicen concentraciones bajas incrementando así el flujo volumétrico de
amina requerido
Degradación del solvente: las aminas primarias se ven muy afectadas ante la
aparición de compuestos mercaptanos en el gas, produciendo degradación de
la amina y requiriendo el empleo de reclaimer.
Corrosión: este término está íntimamente ligado a la reactividad de la amina, lo
cual desfavorece sobremanera las aminas primarias. Es por ello que tanto la
MEA como la DEA reciben puntuaciones bajas en esta sección
Viscosidad: Basada en la tabla de propiedades de las aminas N° 3.10, las
aminas menos viscosas son las aminas MEA y Ucarsol HS-102. Sin embargo,
el hecho que se trabaje a temperatura ambiente favorece el transporte de la
solución
Absorción de Hidrocarburos: aunque en general todas las aminas presentadas
tienen como característica la baja tendencia a la absorción de hidrocarburos, la
MDEA y Ucarsol HS-102 poseen un mejor comportamiento ante esta variable.
Gases ricos a bajas presiones tienen tendencia a la formación de hidrocarburos
lo cual puede representar un problema para la amina seleccionada
Selectividad: no hay duda que de las cuatro aminas evaluadas, las únicas que
cumplen la condición de selectividad son las MDEA y la Ucarsol HS-102, siendo
ésta la última la que mejor comportamiento tiene
Carga Ácida: con respecto a esta variable, las aminas MEA y DEA son las que
poseen un factor de carga ácida más alto, lo cual favorece el hecho de que se
remueve más cantidad de H2S por cada mol de amina empleado. El Ucarsol
HS-102 es el que posee la carga ácida más baja
Disponibilidad en el mercado: sin lugar a dudas, las aminas primarias,
secundarias e inclusive las terciarias, por ser tecnologías abiertas, son fáciles
de obtener en el mercado, en comparación con la amina Ucarsol HS-102, que
por ser un producto patentado por la empresa Dow Chemical, su uso depende
exclusivamente del suministro de dicha empresa, factor limitante en cuanto a su
uso universal
Costos del producto: al igual que la variable anterior, el hecho que la amina
Ucarsol HS-102 sea una tecnología reciente (patentada por Dow Chemical),
hace que su costo en el mercado sea mucho mayor al de las aminas
tradicionalmente usadas MEA, DEA y MDEA
Una vez evaluada la matriz comparativa, se tuvo como resultado que la amina que
mejor se adapta a las condiciones del proceso existente en la Planta Urdaneta García
es el solvente Ucarsol HS-102
4.4.1. Análisis del diseño de una Planta de Amina de tipo Ucarsol HS-102
El diseño inicial de la planta contempló la evaluación de la formación de
condensados en el gas de alimentación. Para una presión de 40 lpcm y una
temperatura de 110ºF la figura 15 muestra que no es posible la condensación de los
hidrocarburos pesados ya que el punto operacional se encuentra fuera de la línea de
rocío, sin embargo, dada la cercanía de este punto a las condiciones de rocío, existe el
riesgo de condensación si se presenta un cambio drástico en las variables antes
mencionadas.
Seguidamente considerando la composición de entrada del gas se determinó su
composición de salida tomando como premisa la especificación del H2S (4 ppm) y la
cantidad de CO2 que puede removerse con el solvente (15% del flujo de entrada). En
las figuras 16 y 17 se muestra el resultado obtenido evaluando los casos de
concentración máximas y mínimas de H2S en la entrada. Los resultados obtenidos son
muy similares lo que significa que la variación del H2S en la corriente de entrada no
afecta la composición de salida del gas
Posteriormente se procedió a calcular el flujo volumétrico de la solución Ucarsol
HS 102, obteniéndose como resultado que para remover un flujo molar ácido de CO2 y
H2S máximo de 152.215 lbmol/d se requiere un caudal de 19.88 gpm; por otra parte
para remover un flujo molar mínimo de 43.12 lbmol/d se requiere un caudal de 5.632
gpm. Dichos resultados muestra que la relación máxima / mínima de solución a utilizar
es de 3.5, valor que es razonable para una planta de amina. La carga ácida
suministrada por el fabricante Dow Chemical para las características del gas de entrada
fue de 0.144 lbmol (H2S +CO2) / lbmol Ucarsol, valor que difiere del 0.5 que aparece en
la literatura. La carga ácida de esta solución tiende a ser menor cuando la presión de
trabajo en la torre de absorción se incrementa
Adicionalmente, para garantizar el transporte de la solución Ucarsol desde la
regeneradora hacia torre absorbedora, se requiere una bomba con una potencia
aproximada de ½ hp; sin embargo, para efectos del diseño se seleccionó una bomba de
1 hp a fin de contar con un margen de seguridad
Dada la reacción exotérmica que se produce en el absorbedor producto de la
remoción de los componentes ácidos del gas natural, la solución Ucarsol tiende a
incrementar su temperatura debido a la absorción de energía. De acuerdo a los cálculos
realizados, el incremento de temperatura es de 17.5 ºF. Posteriormente, la solución rica
es transportada hacia el intercambiador de amina rica-amina pobre donde incrementará
su temperatura en 15 ºF. De esta manera, la solución rica entra a la torre de
regeneración a 162.5 ºF. Dado que la temperatura de operación de la regeneradora es
de 252 ºF el incremento de temperatura que sufre la solución es de aproximadamente
de 90ºF, lo que repercute en el requerimiento energético de la planta. Aunque el calor
máximo y mínimo requerido por el rehervidor (1019096.8 BTU/hr y 288330.6 BTU/hr,
respectivamente) puede ser disminuido, dichos valores son aún bajos.
De acuerdo al diseño de la torre de regeneración, el gas de cola está compuesto
de vapor de agua y gases ácidos, siendo el 12.53% del flujo total compuestos ácidos de
donde el 4.95% del vapor es H2S. Dichos compuestos ácidos serán incinerados en el
sistema de mechurrio existente en la planta Urdaneta García ya que el dióxido de azufre
producido de la combustión se encuentra por debajo del límite permitido por las
regulaciones ambientales mundiales
Para el cálculo del reflujo de agua que retorna a la torre de regeneración se utilizó
el flujo de vapor V del gas de cola. Con un valor máximo de 1214.8 lbmol/d y un valor
mínimo de 265.92 lbmol/d y empleando una relación de reflujo de 3.4 (obtenida con la
presión de operación de la torre de regeneración y su temperatura de tope) se obtuvo
el caudal de agua máximo y mínimo de retorno, siendo los resultados 1.41 gpm y 0.4
gpm respectivamente. Dichos valores son relativamente pequeños debido a que la
cantidad de gases ácidos retirados de la corriente de gas es baja.
Con respecto al dimensionamiento de las torre de absorción, el diámetro máximo y
mínimo requerido para manejar los flujos máximos y mínimos de H2S y CO2, son 30 y
20 pulgs respectivamente; y dado que la relación dmax / dmin requerido es de solo 1.5,
el diámetro máximo seleccionado puede ser utilizado perfectamente para cubrir con el
rango de flujos considerados en el diseño. De manera similar, el diámetro máximo y
mínimo obtenido para la torre de regeneración fue de 36 pulg y 24 pulg
respectivamente, representando una relación de diámetros de 1.5 al igual que la torre
de absorción. Para ambos casos, se ha considerado el empleo de 20 platos con una
eficiencia de separación de 15%, lo que lo hace un diseño típico.
4.5. Análisis de la factibilidad del reemplazo del sistema de endulzamiento actual de la planta
Una vez efectuada la evaluación económica de menor costo entre la propuesta de
construcción de una planta de amina y el mantenimiento del sistema de endulzamiento
actual de la Planta Urdaneta García, se puede observar que el valor presente neto
obtenido para el diseño propuesto (VPN = 13238.75 MBsF) es mucho menor que el
obtenido para el mantenimiento del sistema actual (VPN MIN = 73931.71 MBsF con
capacidad de remoción actual y VPN MIN = 30804.88 MBsF con capacidad de
remoción teórica). Dichas evaluaciones fueron realizadas para 20 años, que es el
tiempo utilizado por la empresa PDVSA para formular proyectos de nueva
infraestructura.
Es importante mencionar que el tiempo de pago de la construcción de la planta de
amina y su mantenimiento durante sus 20 años de operación sería de 2 a 3 años si se
considerara como ingreso el ahorro que se tendría al no tener que reemplazar el
sulfatreat de los dos reactores existentes en la planta Urdaneta García. En la 20 se
detalla el cálculo del VPN mínimo y máximo para dos y tres años considerando los
casos de capacidad de remoción real y teórica
Tabla 20. Estimado de Costo Clase V para una Planta de Ucarsol HS-102
Fuente: PDVSA (2010)
Lo anteriormente expuesto, demuestra que el empleo de una planta de amina con
las características y dimensiones propuestas es perfectamente viable y rentable para la
empresa PDVSA
CONCLUSIONES
Se determinó la factibilidad técnica del proceso de endulzamiento ya que constará
de una planta de amina diseñada para manejar un caudal de gas de 4.27 MMPCED,
garantizar una concentración de H2S en la salida de 4 ppm y contribuir a la remoción
parcial del dióxido de carbono en un 15% de la corriente de alimentación.
Se determinó la factibilidad económica de la construcción de la planta de amina ya
que el VPN obtenido de 13238.75 MBsF para la inversión y los desembolsos de
operación y mantenimiento en un horizonte de 20 años es menor que el VPN
mínimo calculado de 30804.88 MBsF para los desembolsos de mantenimiento del
sistema de endulzamiento actual.
La utilización de tres sistemas de endulzamiento en la planta Urdaneta García
genera un incremento de 359.6 % en los costos de operación lo que afecta
directamente la rentabilidad del proceso.
Aun con el manejo de altas concentraciones de componentes ácidos, superiores a
3000 ppm, el flujo molar manejado es bajo en correspondencia con el bajo caudal de
gas en 4,27 MMPCED.
Se determinó que la capacidad de remoción de H2S mediante el empleo de
Sulfatreat en la Planta Urdaneta García es de 58,3% más bajo, esto es, 0,05 libras
de H2S / libra del producto, en contradicción con lo especificado por el fabricante de
0,12 libras de H2S / libra del producto.
Se determinó que no requiere del uso de ningún proceso de conversión de H2S en
azufre, ya que el flujo molar de H2S obtenido en el gas de cola se encuentra por
debajo del valor permitido en 2 ton /dia por las regulaciones ambientales sobre
emisión de gases.
RECOMENDACIONES Realizar una simulación del proceso de endulzamiento actual de la planta Urdaneta
García mediante el empleo del software PRO II, a fin de comparar el
comportamiento de las variables de proceso con los resultados obtenidos; además
de identificar cuellos de botellas y pérdidas de eficiencia en los equipos que
conforman dicha instalación
Realizar una simulación del proceso de endulzamiento con aminas mediante el
empleo del software PRO II, a fin de comparar y cotejar los resultados obtenidos y
finalmente validar el diseño propuesto en esta investigación
Formular un proyecto que contemple el desarrollo de una ingeniería conceptual,
básica y de detalle para la construcción de una planta de amina cuyo
dimensionamiento debe estar soportado por los resultados arrojados en este
proyecto de investigación.
Colocar puntos de muestreo de gas en las líneas que conectan los diferentes
equipos de proceso, a fin de medir la concentración del H2S y así evaluar la
efectividad en la remoción del mismo. Todo ello permitirá tener una trazabilidad del
comportamiento de esta variable en el tiempo además que servirá para diagnosticar
el buen funcionamiento de dichos equipos
Efectuar periódicamente análisis cromatográficos del gas manejado por la planta UD
García en sus diferentes puntos del proceso, específicamente en aquellos donde se
pueda evaluar la eficiencia del sistema de endulzamiento, tales como lo son: la
entrada del separados S-1 y S-1A, la entrada del compresor C-1 y la salida de gas
que va hacia el sistema de mechurrio
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