UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR

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1 UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES COORDINACIÓN DE INGENIERÍA QUÍMICA SIMULACIÓN EN HYSYS Y PREDIMENSIONAMIENTO DE LOS EQUIPOS MAYORES EN UNA PLANTA ENDULZADORA DE GAS CON MEA Por: Jenny Adianet Gutiérrez Mejía INFORME FINAL CURSO DE COOPERACIÓN TÉCNICA Presentado ante la Ilustre Universidad Simón Bolívar como requisito parcial para optar al título de Ingeniero Químico Sartenejas, Marzo de 2016

2 UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES COORDINACIÓN DEINGENIERÍA QUÍMICA SIMULACIÓN EN HYSYS Y PREDIMENSIONAMIENTO DE LOS EQUIPOS MAYORES EN UNA PLANTA ENDULZADORA DE GAS CON MEA. Por: Jenny Adianet Gutiérrez Mejía Realizado con la asesoría de: Tutor Académico: Alessandro Domenico Trigilio Paci Tutor Industrial: Fernando Antonio Urdaneta Villasmil INFORME FINAL CURSO DE COOPERACIÓN TÉCNICA Presentado ante la Ilustre Universidad Simón Bolívar como requisito parcial para optar al título de Ingeniero Químico Sartenejas, Marzo de 2016

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4 UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR DECANATO DE ESTUDIOS PROFESIONALES COORDINACIÓN DEINGENIERÍA QUÍMICA SIMULACIÓN EN HYSYS Y PREDIMENSIONAMIENTO DE LOS EQUIPOS MAYORES EN UNA PLANTA ENDULZADORA DE GAS CON MEA. INFORME FINAL CURSO DE COOPERACIÓN TÉCNICA Presentado por: Jenny Adianet Gutiérrez Mejía Carnet: Realizado con la asesoría de: Prof. Alessandro Trigilio e Ing. Fernando Urdaneta RESUMEN El gas natural debe cumplir con estándares de calidad según la gaceta oficial N para el caso de Venezuela, donde se dicta que el porcentaje molar de CO 2 y la concentración de H 2 S no sean mayores de 2% y 4,16 ppm molar respectivamente, pero para lograr este objetivo el gas natural debe pasar por procesos de endulzamiento. En este trabajo se realizó la simulación de una planta de endulzamiento de gas típico de la Faja Petrolífera del Orinoco con monoetanolamina (MEA) en Aspen HYSYS, además de predimensionar los equipos mayores que la conforman. Asociado a esto se elaboraron las bases y criterios de diseño, el diagrama de flujo de proceso, lista de equipos y se establecieron los requerimientos de los servicios industriales. Se obtuvieron como resultados de la simulación que el porcentaje molar de CO 2 y la concentración de H 2 S en el gas dulce fueron de 1, % y 3,78 ppm molar respectivamente. También, se hizo un estudio de sensibilidad de la planta, variando condiciones de entrada del proceso. Se reportó como resultado que dicha corriente no debe exceder los 93ºF ni estar por debajo de 1050 psia, así como evitar que los porcentajes molares de CO 2 y H 2 S superen el 2,54% y 0,26% molar. Se concluyó que la herramienta Aspen HYSYS logra simular la planta de endulzamiento de gas natural a partir de las bases de diseño generadas y las especificaciones de composición molar de CO 2 y H 2 S requeridas en la corriente de gas dulce según la gaceta oficial, logrando predecir de forma aceptable los resultados de la planta con el modelo termodinámico que se escogió. Palabras claves: Gas natural, endulzamiento, MEA, simulación, Aspen HYSYS. iv

5 v A toda mi familia, en especial a mis padres y hermana que me acompañaron durante mis años de carrera y supieron darme ánimos cuando lo necesité; los amo. A Daniel Ramírez, mi novio, por todo su apoyo y amor, te amo.

6 AGRADECIMIENTOS Primeramente a Dios por permitirme estar viva y gozar de las experiencias y conocimientos adquiridos en mis años de estudio. A mi mamá, Cenaida, por su infinito amor y comprensión, por guiarme siempre a ser profesional. A mi padre, Manuel, por apoyarme siempre y enseñarme el valor de adquirir conocimientos y buscar la manera de ser profesional y bueno en lo que haces. A mi hermana, Jenniré, por hacerme sonreír siempre y por su comprensión. A Daniel por todos los gratos momentos en el período de pasantía, por apoyarme siempre y brindarme momentos felices, te amo. A los Ingenieros Noris Gómez y Fernando Urdaneta por aconsejarme en adquirir experiencia y conocimiento en VEPICA. A VEPICA por brindarme la oportunidad de crecer en conocimientos de mi carrera y permitirme realizar la pasantía. A mi tutor académico Ing. Alessandro Trigilio por ser guía y formarme en el proceso de pasantía. Al Ing. Pablo Reyes por sus consejos y asesoría en el período de pasantía. A mi tutor industrial Ing. Fernando Urdaneta por su paciencia, comprensión, apoyo y ser guía en el trabajo de pasantía. A ASEIQ por ser parte de mi formación integral, permitiéndome vivir experiencias únicas e incomparables, gracias a cada uno que estuvo en la asociación y con quienes tuve la oportunidad de trabajar. Al equipo de fútbol sala de la universidad, por ser parte de mi esparcimiento y disfrute en los momentos que más lo necesité. A mis amigos de la universidad con los que crecí durante la carrera y tuve la oportunidad de vivir momentos increíbles, en especial a Ruth Quintana, Angélica Caldera, Joselin De Franca, Verónica Gómez y Natasha Barh. Gracias por el aprendizaje. Finalmente a todas y cada una de las personas que estuvieron en este camino y llegaron hasta el final; a mi hermana de vivencias Marielba Leccia, gracias por el apoyo a distancia. Gracias totales a todos y cada uno que de una u otra manera estuvieron conmigo todo este tiempo que estuve en la universidad. vi

7 ÍNDICE GENERAL RESUMEN... iv AGRADECIMIENTOS... vi ÍNDICE GENERAL... vii ÍNDICE DE TABLAS... xi ÍNDICE DE FIGURAS... xiv INTRODUCCIÓN CAPÍTULO 1. DESCRIPCIÓN DE LA EMPRESA CAPÍTULO 2. FUNDAMENTOS TEÓRICOS Gas natural Gas agrio Gas dulce Procesamiento de gas natural Endulzamiento de gases Procesos y tecnologías de endulzamiento Procesos con adsorción física Conversión directa a azufre Membranas Fraccionamiento criogénico Procesos con absorción física Procesos con absorción fisicoquímica Procesos con absorción química Monoetanolamina (MEA) Diglicolamina (DGA) vii

8 Dietanolamina (DEA) Diisopropanolamina (DIPA) Metildietanolamina (MDEA) Descripción del proceso Separador de Entrada Torre Absorbedora o Contactora Tambor de Expansión Intercambiador de Calor Amina-Amina Torre Regeneradora o Despojadora Bomba del lado de la Solución Amina Pobre Tanque de reposición de solución de amina Enfriador de la Solución Pobre Filtros Concentrador o Recuperador de la Amina CAPÍTULO 3. MARCO METODOLÓGICO Selección del paquete termodinámico Desarrollo de la simulación Separadores Intercambiadores de calor Bombas Adicionales Especificación de parámetros para la optimización energética de los equipos Predimensionamiento de Equipos Mayores Bombas Intercambiadores de calor Torres viii

9 Separadores Tanques Filtros Servicios industriales Estudio de Sensibilidad Sensibilidad a cambios en la temperatura de entrada del gas Sensibilidad a cambios en la presión de entrada del gas Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de CO 2 en la entrada del gas Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de H 2 S en la entrada del gas CAPÍTULO 4. RESULTADOS Y DISCUSIÓN Resultados del caso base Especificación de parámetros para optimización energética de equipos Resultados del predimensionamiento de equipos mayores Resultados del estudio de sensibilidad Sensibilidad a cambios por la temperatura de entrada del gas Sensibilidad a cambios por la presión de entrada del gas Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de CO 2 en la entrada del gas Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de H 2 S en la entrada del gas CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS APÉNDICE A. SELECCIÓN DE VARIABLES PARA LA SIMULACIÓN A.1. Selección del flujo de amina: A.2. Selección de la temperatura de salida del intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) A.3. Selección de la temperatura de salida del condensador A.4. Selección de reflujo en el tope de la regeneradora ix

10 A.5. Variaciones finales ANEXO A. BASES Y CRITERIOS DE DISEÑO x

11 ÍNDICE DE TABLAS Tabla 2.1. Propiedades físicas de las alcanolaminas Tabla 2.2. Guía para procesos de aminas Tabla 4.1. Variables escogidas para la simulación definitiva Tabla 4.2. Eficiencia por plato en las torres regeneradora y contactora Tabla 4.3. Potencias requeridas por las bombas en la planta de endulzamiento de gas natural con MEA Tabla 4.4. Intercambiadores de calor de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA Tabla 4.5. Torres de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA Tabla 4.6. Recipientes de la planta de endulzamiento de gas con MEA Tabla 4.7. Servicios industriales en la planta de endulzamiento con MEA Tabla A.1. Variables fijas cuando se cambia el flujo de amina Tabla A.2. Combinaciones empleando un flujo de amina de 360 gal/min Tabla A.3. Combinaciones empleando un flujo de amina de 410 gal/min Tabla A.4. Valores a ser comparados para la selección de un flujo de amina empleando 410 gal/min Tabla A.5. Combinaciones empleando un flujo de amina de 420 gal/min Tabla A.6. Valores a ser comparados para la selección de un flujo de amina empleando 420 gal/min Tabla A.7. Combinaciones empleando un flujo de amina de 440 gal/min Tabla A.8. Valores a ser comparados para la selección de un flujo de amina empleando 440 gal/min Tabla A.9. Combinaciones empleando un flujo de amina de 450 gal/min Tabla A.10. Valores a ser comparados para la selección de un flujo de amina empleando 450 gal/min Tabla A.11. Combinaciones empleando un flujo de amina de 460 gal/min Tabla A.12. Valores a ser comparados para la selección de un flujo de amina empleando 460 gal/min Tabla A.13. Comparación de variables para la selección del flujo de amina xi

12 Tabla A.14. Variables fijas cuando se cambiaba la temperatura de salida del intercambiador amina-amina Tabla A.15. Combinaciones empleando una temperatura de 180ºF en la salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica) Tabla A.16. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 180ºF en salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Tabla A.17. Combinaciones empleando una temperatura de 190ºF en salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica) Tabla A.18. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 190ºF en salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Tabla A.19. Combinaciones empleando una temperatura de 200ºF en salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica) Tabla A.20. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 200ºF en salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Tabla A.21. Comparación de variables para la selección de temperatura de salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Tabla A.22. Resta de los valores extremos de variables para la selección de temperatura de salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Tabla A.23. Variables fijas cuando se cambiaba la temperatura de salida del condensador Tabla A.24. Combinaciones empleando una temperatura de 100ºF en salida del condensador Tabla A.25. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 100ºF en salida del condensador Tabla A.26. Combinaciones empleando una temperatura de 110ºF en salida del condensador Tabla A.27. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 110ºF en salida del condensador Tabla A.28. Combinaciones empleando una temperatura de 120ºF en salida del condensador Tabla A.29. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 120ºF en salida del condensador Tabla A.30. Combinaciones empleando una temperatura de 130ºF en salida del condensador Tabla A.31. Valores a ser comparados empleando una temperatura de 130ºF en salida del condensador xii

13 Tabla A.32. Comparación de variables para la selección de temperatura de salida del condensador Tabla A.33. Resta de los valores extremos de variables para la selección de temperatura de salida del condensador Tabla A.34. Variables fijas cuando se cambiaba el reflujo Tabla A.35. Combinaciones empleando un reflujo de 1 en el tope de la torre regeneradora Tabla A.36. Valores a ser comparados empleando un reflujo de 1 en el tope de la regeneradora Tabla A.37. Combinaciones empleando un reflujo de 1,3 en el tope de la regeneradora Tabla A.38. Valores a ser comparados empleando un reflujo de 1,3 en el tope de la regeneradora Tabla A.39. Combinaciones empleando un reflujo de 1,5 en el tope de la regeneradora Tabla A.40. Valores a ser comparados empleando un reflujo de 1,35 en el tope de la regeneradora Tabla A.41. Comparación de variables para la selección de reflujo en el tope de la regeneradora Tabla A.42. Resta de los valores extremos de variables para la selección de reflujo en el tope de la regeneradora Tabla A.43. Variables escogidas para la simulación definitiva Tabla A.44. Valores a ser comparados para escoger la combinación de número de platos de las torres despojadora y contactora Tabla A.45. Comparación de variables para escoger la combinación de número de platos de las torres despojadora y contactora Tabla A.46. Resta de los valores extremos de variables para la selección de reflujo en el tope de la regeneradora xiii

14 ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1.1. Logos de VEPICA y filiales Figura 2.1. Resumen de los Procesos de Tratamiento y Acondicionamiento de Gas Natural Figura 2.2. Proceso típico de Adsorción Figura 2.3. Proceso de conversión directa a azufre Figura 2.4. Etapa de endulzamiento con Membranas Figura 2.5. Fraccionamiento criogénico Figura 2.6. Proceso con absorción física Figura 2.7. Diagrama de procesos general de una planta endulzadora con MEA Figura Clasificación de aminas según su sustituyentes Figura 2.9. Monoetanolamina (MEA) Figura Diglicolamina (DGA) Figura Dietanolamina (DEA) Figura Diisopropanolamina (DIPA) Figura Metildietanolamina (MDEA) Figura Separador de Entrada Figura Torre Contactora Figura Separador flash lado amina rica Figura Intercambiador de Calor Amina-Amina Figura Zona de Regeneración de Aminas Figura Tanque de Reposición de solución de amina Figura Enfriador de solución pobre Figura Tanque de Reposición de solución de amina Figura 3.1. Paquete termodinámico en la simulación Figura 3.2. Torre Absorbedora en Aspen HYSYS Figura 3.3. Torre Regeneradora en Aspen HYSYS Figura 3.4. Saturador del gas de entrada con agua pura y separador de entrada Figura 3.5 Esquema de método de selección de flujo de amina xiv

15 Figura 3.6 Resumen de método de selección de la temperatura de salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica) Figura 3.7 Resumen de método de selección de la temperatura de salida del condensador Figura 3.8 Resumen de método de selección del reflujo Figura 3.9. Dimensiones de torres Figura 4.1. Esquema de Proceso de endulzamiento en Aspen HYSYS Figura 4.2 Diagrama de flujo de procesos de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA Figura 4.3. Porcentaje molar de CO 2 en gas dulce versus temperatura de gas agrio en el rango de ºF Figura 4.4. Porcentaje molar de H 2 S en gas dulce versus temperatura de gas agrio en el rango de ºF Figura 4.5. Porcentaje molar de H 2 S en gas dulce versus temperatura de gas agrio en el rango de 90-95ºF Figura 4.6. Porcentaje molar de CO 2 en gas dulce versus presión de gas agrio Figura 4.7. Porcentaje molar de H 2 S en gas dulce versus presión de gas agrio Figura 4.8. Porcentaje molar de CO 2 en gas dulce versus composición de CO 2 en gas agrio Figura 4.9. Porcentaje molar de H 2 S en gas dulce versus composición de CO 2 en gas agrio Figura Porcentaje molar de CO 2 en gas dulce versus composición de H 2 Sen gas agrio Figura Porcentaje molar de H 2 S en gas dulce versus composición de H 2 S en gas agrio Figura A.1. Comparación de variables para la selección del flujo de amina Figura A.2. Comparación de variables para la selección de temperatura de salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica) Figura A.3. Comparación de variables para la selección de temperatura de salida del condensador Figura A.4. Comparación de variables para la selección de reflujo en el tope de la regeneradora xv

16 INTRODUCCIÓN El gas natural es una fuente de hidrocarburos, principalmente metano, considerado versátil en su uso como fuente de energía o como insumo petroquímico y siderúrgico. A lo largo del paso de los años el gas natural se ha posicionado como parte de las fuentes de energía primaria más solicitadas a nivel mundial, es por ello la importancia de su industria [1]. Siendo Venezuela un país con reversas de gas natural, interesa explotar este recurso y comercializarlo, pero para poder entrar en el mercado de gas y satisfacer la demanda nacional de dicho recurso, éste debe cumplir con estándares de calidad para su uso y transporte. Para lograr esto, se debe acondicionar el gas mediante procesos de endulzamiento, que consisten en la remoción de compuestos agrios como los derivados del azufre y el dióxido de carbono. En Venezuela se tiene la gaceta oficial Nº que contiene las Normas Técnicas Aplicables de Calidad, que muestra las concentraciones exigidas de los contaminantes en el gas natural tal que este último puede ser considerado de calidad., donde se especifica que el porcentaje molar de dióxido de carbono permitida es de 2% como valor máximo mientras que la concentración del sulfuro de hidrógeno no debe exceder 4,16 ppm molar [1][3][4]. Para alcanzar las especificaciones de un gas considerado dulce, llamado así porque contiene bajas concentraciones de compuestos agrios, se logra por medio de diversas tecnologías como lo son la adsorción física, la conversión directa a azufre y procesos con membranas fraccionamiento criogénico, así como procesos de absorción química, física, o fisicoquímica. La más común y la que se destaca en este informe es el proceso de absorción química, empleando la monoetanolamina (MEA) como agente removedor de contaminantes del gas natural. Dicho proceso consiste principalmente en retirar contaminantes en un torre de contacto mientras se regenera la amina en una torre de destilación, cuyo producto de fondo será la MEA que se recirculará a la torre de contacto para continuar retirando compuestos agrios del gas natural [3][5][6]. Por otro lado, los procesos industriales en general pueden ser estudiados en simuladores que permiten predecir el comportamiento de la planta, logrando determinar parámetros para el diseño, monitoreo o mejora de la misma.

17 Entre los estudios similares al presentado en este informe se conoce el trabajo publicado por Morales G. et al. (2005), donde se realizó la simulación del proceso en endulzamiento de gas natural, utilizando como solvente monoetanolamina (MDEA) al 40% en peso en Aspen HYSYS. También realizaron un estudio de sensibilidad de parámetros, con el fin de identificar qué variables tendrán mayor efecto sobre el contenido de CO 2 y la eficiencia del proceso en remover dichos compuestos. Trabajaron con corrientes gaseosas de la provincia de Salta en Argentina y tuvieron como resultado que las variables sensibles para producir cambios importantes en el producto, el gas dulce, son el caudal, la temperatura de la solución de MDEA que entra a la torre de contacto y la temperatura de regeneración de la solución de MDEA [12]. Gutiérrez J et al. (2013), trabajaron el proceso de absorción con solventes químicos, específicamente MEA, el cual fue simulado en Aspen HYSYS, además, realizaron el diseño de la planta según métodos bibliográficos y compararon los resultados obtenidos por ambos métodos. Tuvieron como resultado buena concordancia entre los resultados arrojados por el simulador y por el método bibliográfico [13]. Gutiérrez J et al. (2013), realizaron la simulación del proceso de endulzamiento con aminas, específicamente DEA, en los simuladores Aspen Plus y Aspen HYSYS con el paquete de fluidos Electrolyte-NRLT y Amine Pkg respectivamente. Compararon ambos simuladores y lograron obtener resultados similares, sin embargo concuerdan que el paquete de fluidos de Aspen HYSYS se adapta más a la interacción que se da entre los compuestos ácidos y la amina [14]. Gibrán W. y Pacho J. (2006), buscaron reducir la cantidad de amina que requería el proceso de endulzamiento, en este caso DEA, para procesar 900 MMPCSD de gas (10 5 m 3 /h), minimizando costos de operación en la torre, aplicando estrategias de sensibilidad en los simulador Aspen HYSYS 3.2 y PROII 7.0 para obtener resultados que serian comparados al seleccionar finalmente las condiciones de operación las cuales fueron de 26,6 C (8066KPa) y 951 m 3 /h de etanolamina [15]. Este trabajo tiene como objetivo fundamental modelar una planta de endulzamiento de un gas típico de la Faja Petrolífera del Orinoco con solventes químicos, específicamente con monoetanolamina (MEA) utilizando Aspen HYSYS como herramienta para simular y con 17

18 ayuda de dicha simulación lograr predimensionar todos los equipos mayores de dicha planta lo que permitió adicionalmente realizar el diagrama de flujo de proceso, generar la lista de equipos y establecer los requerimientos de servicios industriales. Para lograr el objetivo principal se consideraron los siguientes objetivos específicos, -Realizar las bases de diseño de la planta de endulzamiento de gas con MEA. -Simular el proceso de endulzamiento de gas con MEA en Aspen HYSYS. -Predimensionar los equipos mayores que conforman la planta de endulzamiento de gas con MEA. -Realizar el Diagrama de Flujo de Proceso de la planta de endulzamiento de gas con MEA. -Generar la lista de equipos presentes en la planta de endulzamiento de gas con MEA. -Establecer los requerimientos de servicios industriales de la planta de endulzamiento de gas con MEA. 18

19 CAPÍTULO 1. DESCRIPCIÓN DE LA EMPRESA Venezolana de Proyectos Integrados (VEPICA) es una empresa de ingeniería, procura y construcción con más de 40 años de experiencia apoyando a la industria con presencia nacional e internacional con proyectos de ingeniería en 4 continentes [2]. Las áreas de desempeño de la empresa son [2] : Petróleo, gas y petroquímica: Refinerías y mejoradores, facilidades de producción, instalaciones costa afuera, plantas de procesamiento y compresión de gas. Energía convencional: generación, distribución, transmisión. Infraestructura: Edificaciones, transporte masivo, puertos marinos, aguas. Procesos industriales: Manufactura, minería y metales, químico. VEPICA cuenta con los siguientes servicios [2], Ingeniería: Visualización, Estudios de factibilidad, diseño de procesos, ingeniería (conceptual, básica y de detalle), gerencia de proyectos, gerencia de construcción, procura, proyectos IPC / IPGC. Inspección, operación y mantenimiento: Inspección en talleres, ensayos no destructivos, inspección durante operaciones, control y aseguramiento de calidad (QA/QC), precomisionamiento y comisionamiento, arranque, operación y mantenimiento Servicios ambientales: Estudios de impacto ambiental, auditorías ambientales, ingeniería ambiental, potabilización, aguas de producción, efluentes urbanos e industriales, remediación de fosas petrolizadas, recuperación de suelos y acuíferos, obras de control y drenaje.

20 La compañía cuenta con dos empresas filiales, Operación y mantenimiento e Inspección (LIVCA) y Ambiente (Ambioconsult). Figura 1.1. Logos de VEPICA y filiales. Misión [1] : Hacemos realidad la visión de nuestros clientes, ejecutando proyectos con excelencia. Visión [1] : Ser una empresa reconocida en el mercado internacional por la ejecución de proyectos de ingeniería, procura y construcción, manteniendo un crecimiento sostenido y rentable. Valores [1] : -Integridad: Operamos siempre dentro del marco de la ley, con honradez, ética, respeto y transparencia. -Orientación al cliente: Un cliente satisfecho es un activo valioso para nuestra empresa. -Excelencia en la ejecución: Trabajamos juntos para añadir valor y siempre superar expectativas de nuestros clientes. 21

21 -Compromiso social: Dejamos huella, buscamos trascender nuestro tiempo legando a las futuras generaciones un mundo mejor. La empresa cuenta con diversas certificaciones que la hacen estar en mejoramiento continuo y prestar servicios de calidad. Cuenta con certificaciones ISO 9001:2008 en servicios de gerencia de proyectos, ingeniería, procura y gerencia de construcción, servicios profesionales de inspección, tanto en la fabricación de equipos, como la construcción, instalación y mantenimiento de plantas industriales, y estudios ambientales, de impacto ambiental, de línea de base y condiciones ambientales, evaluaciones ambientales, inspecciones y supervisiones ambientales [2]. El proyecto que se presenta en este informe se llevó a cabo dentro del departamento de Procesos de VEPICA y contó con la asesoría de ingenieros de diseño de dicho departamento. 22

22 CAPÍTULO 2. FUNDAMENTOS TEÓRICOS 2.1. Gas natural. El gas natural se encuentra en depósitos de rocas en el suelo y está compuesto por hidrocarburos, mayoritariamente metano y es usado como fuente de energía. Otros compuestos constituyentes son las parafinas como etano, propano y butanos. El gas natural encontrado contiene comúnmente nitrógeno, argón, helio, e hidrocarburos más pesados como C + 5, además algunos compuestos aromáticos como el benceno, tolueno y xileno. El gas natural contiene contaminantes como los mercaptanos, sulfuro de carbonilo, disulfuro de carbono, mercurio, sulfuro de hidrógeno y dióxido de carbono. Según la cantidad y tipos de contaminantes que contenga, el gas puede clasificarse en gas agrio o dulce [3] Gas agrio El gas amargo contiene dióxido de carbono, así como compuestos sulfurosos como sulfuro de hidrógeno, mercaptanos, sulfuro de carbonilo, disulfuro de carbono y dióxido de azufre. Se considera que el gas es amargo cuando los componentes ácidos se encuentran fuera de las especificaciones de uso y/o según regulaciones ambientales [3] Gas dulce. Es aquel gas libre de compuestos sulfurosos y de dióxido de carbono. Lleva este nombre ya que le han sido retirados los componentes ácidos, y están en concentraciones de acuerdo a las especificaciones de uso y/o según regulaciones ambientales [3].

23 2.2. Procesamiento de gas natural. El gas natural para ser transportado por un sistema de tuberías, debe pasar por un proceso de tratamiento y acondicionamiento para separarlo de los compuestos condensados, no condensados, gases ácidos y agua. En la siguiente Figura 2.1 se muestra una secuencia típica del procesamiento que debe hacérsele al gas natural antes de su disposición final [3]. Gas ácido enviado a una unidad de recuperación de Gas Crudo transportado Fase de separación H 2 S de ser necesario Endulzamiento Agua Sólidos Agua Hidrocarburos condensados Deshidratación Compresión del gas Extracción de líquidos del Gas Natural Gas a compresión LGN a fraccionamiento Transporte por tubería, reinyección o a un mechurrio. Figura 2.1. Resumen de los Procesos de Tratamiento y Acondicionamiento de Gas Natural [3]. Cada etapa del diagrama de bloques representa una serie de equipos y especificaciones necesarias para remover impurezas del gas [3]. 24

24 En la primera etapa se lleva a cabo la separación física de mediante el uso de un separador, obteniendo comúnmente como productos gas, hidrocarburos condensados, agua líquida y sólidos. Luego de esto se pasa a la etapa de endulzamiento del gas, donde se busca remover impurezas como el CO 2, el H 2 S y compuestos derivados del azufre. El gas removido es conocido como gas ácido y el gas que sale purificado es considerado gas dulce. El gas dulce es enviado a comprimir a presiones entre 300 psig (2068,43 kpa) y 400 psig (2757,91 kpa) controlando también el punto de rocío del agua para evitar la formación de hidratos en el proceso. Para minimizar la formación de hidratos se pasa el gas por un proceso de deshidratación [3]. La recuperación de hidrocarburos líquidos del gas se logra enfriándolo y produciendo la condensación de los compuestos pesados que se quieren obtener, los cuales tienen un alto valor comercial. Posteriormente, si el gas que se produjo tiene presiones más bajas a las requeridas en las líneas de tuberías para su transporte, se comprime para entonces ser enviado a distribución, a reinyección o al mechurrio [3] Endulzamiento de gases. En el presente trabajo se hará énfasis en el proceso de endulzamiento de gases ya que fue el estudiado y desarrollado. El proceso de endulzar un gas consiste en remover los excesos de compuestos sulfurosos y/o dióxido de carbono de una corriente de hidrocarburos. Endulzar el gas trae como beneficio el aumento de su poder calorífico, minimizar erosión y corrosión en equipos, evitar formación de sólidos, proteger catalizadores ante la presencia del sulfuro de hidrógeno y por supuesto despojarlo de compuestos tóxicos [3][5]. Para tratar el gas natural se deben tener en cuenta el tipo y concentraciones de los contaminantes en el gas, el grado de remoción deseado, si se requiere remoción selectiva, la proporción de dióxido de carbono y sulfuro de hidrógeno, si luego del proceso de endulzar se pretende recuperar el azufre, además de considerar la temperatura, presión, volumen y composición del gas a ser procesado. 25

25 El dióxido de carbono (CO 2 ) y el sulfuro de hidrógeno (H 2 S) presentes en el gas natural proveniente de yacimientos, están en concentraciones fuera de los estándares mínimos de calidad para la disponible circulación del gas natural por los sistemas de transporte y distribución del país. Dentro de las Normas Técnicas Aplicables de Calidad publicadas en la Gaceta Oficial Nº de la República Bolivariana de Venezuela se encuentra especificado que el gas puede salir al transporte y distribución si la cantidad máxima de dióxido de carbono contenido es de 2% molar y por su parte el sulfuro de hidrógeno contenido no excede los 4,16 ppm molar (6 mg/m 3 ) [5]. Por otro lado, es necesario disminuir las concentraciones de H 2 S y CO 2 debido a su efecto tóxico y a la formación de ácido débil y corrosivo en presencia de agua. La concentración límite de H 2 S a la que el ser humano puede estar expuesto de manera prolongada es de 10 ppmv, mientras que a concentración de 1000 ppmv de H 2 S puede provocar la muerte en segundos [5] Procesos y tecnologías de endulzamiento. El endulzamiento puede realizarse por medio de adsorción física, conversión directa a azufre, procesos con membranas y fraccionamiento criogénico, así como procesos con absorción química, física, o fisicoquímica [5][6]. Este proceso de remover H 2 S y CO 2 se denomina purificación del gas, el cual puede contar con varios escenarios como lo son la remoción de CO 2 de gas que no contiene H 2 S, remoción de H 2 S de un gas que no contiene CO 2, remoción simultanea de CO 2 y H 2 S o remoción selectiva de H 2 S de un gas que contiene tanto CO 2 como H 2 S [5][16] Procesos con adsorción física. Este proceso se basa en la interacción que se da entre el gas natural y un sólido adsorbente en el cual queda atrapado el compuesto afín. Es recomendable operar a presiones de 900 psi (6205KPa) y temperaturas alrededor de 80ºF (27ºC), además de factores como el tamaño del poro del adsorbente, volumen y área. Comúnmente dichos adsorbentes son lechos de alúmina, zeolitas, carbón activado y adsorbentes híbridos como alúmina gel y silica gel [5][16]. 26

26 La siguiente Figura 2.2 muestra un proceso típico de adsorción de contaminantes del gas natural que consiste, fundamentalmente, en la conformación de dos torres de lechos empacados, siendo uno para la adsorción y otro para la regeneración. Dicha regeneración se da de forma continua y consiste en hacer pasar a través del lecho saturado de contaminantes una fracción de la corriente de gas dulce calentada, para entonces remover dichos contaminantes por lo que se tendría de nuevo un gas amargo que es enviado a un proceso de enfriamiento y es reinyectado a la torre adsorbedora para cerrar el ciclo [16]. Figura 2.2. Proceso típico de Adsorción Conversión directa a azufre. Este proceso se muestra en la Figura 2.3 y consiste en poner en contacto el gas natural con un solución catalítica de hierro en la torre de absorción que da como resultado un gas dulce por el tope de la columna mientras que en el fondo se tiene una solución férrica rica en contaminantes que es enviada a regeneración pasando primero por el proceso de de oxido/reducción del sulfuro de hidrógeno a azufre elemental, dirigiéndose luego a un separador sólido-líquido que permite separar el azufre del solvente y así enviar la solución regenerada al absorbedor [5] [16]. 27

27 Figura 2.3. Proceso de conversión directa a azufre Membranas. Este proceso de remoción, como se muestra en la Figura 2.4, está basado en la difusión de los gases a través de membranas poliméricas, donde CO 2, H 2 S y H 2 O permearán selectivamente a través de la membrana más rápido que los hidrocarburos presentes en el gas, debido a la permeabilidad en el polímero y a la tasa de difusión de cada uno [7] [16]. En el diseño de membranas es importante buscar la mayor selectividad para la remoción de CO 2, impidiendo pérdidas del gas natural y evitando la plastificación de la membrana debido a las altas presiones parciales del CO 2, asegurando así la vida útil de la misma [7]. El uso de membranas es requerido cuando la presión de entrada del gas es muy alta, alrededor de 500 psig (3447 KPa) o cuando el porcentaje molar de CO 2 es alto, por encima de 10% molar, sin embargo, no es útil cuando está presente el H 2 S en altas concentraciones [7]. Uno de los procesos más simples es un esquema de una etapa de flujo donde el gas de entrada se separa en una corriente residual, gas dulce, y otra corriente rica en contaminantes [16]. 28

28 Figura 2.4. Etapa de endulzamiento con Membranas Fraccionamiento criogénico Este proceso es exclusivo para remover CO 2 del gas natural empleando una desmetanizadora que emplea líquidos del gas natural, (LGN), para prevenir la congelación del dióxido de carbono. La Figura 2.5 presenta el fraccionamiento criogénico teniendo una desmetanizadora y etapas de recuperación de hidrocarburos [16]. Figura 2.5. Fraccionamiento criogénico. 29

29 Procesos con absorción física. Se presenta en la Figura 2.6 dicho proceso, el cual cuenta con solventes que tienen fuerte afinidad con H 2 S, CO 2 y agua cuya eficiencia aumenta al incrementar la presión y disminuir la temperatura. Por lo general opera alrededor de 1000psi (6894KPa) y 60ºF (16ºC). Mientras más baja sea la temperatura más se favorece la absorción, por ello muchas veces se requiere un ciclo de refrigeración antes de la torre de absorción, ocasionando más costos de operación a la planta. El solvente luego pasa a una etapa de regeneración donde se retiran los contaminantes absorbidos, retornando este último al proceso de absorción [16]. Figura 2.6. Proceso con absorción física Procesos con absorción fisicoquímica. El proceso consiste en llevar a cabo la absorción de contaminantes con solventes que permiten la remoción de contaminantes de manera física y química, significando que tanto la transferencia de masa por difusión como por reacción química son importantes. El esquema es básicamente lo mismo que en el caso de absorción física encontrándose en la industria solventes como SUFINOL licencia de SHELL [16] Procesos con absorción química. El proceso de absorción es como el presentado en la Figura 2.7 y se lleva a cabo entre el gas que asciende y el solvente químico que desciende dentro de una torre de contacto, donde ocurre 30

30 la remoción de contaminantes fundamentalmente como resultado de las reacciones químicas entre el solvente y el gas [4] [5][16]. Figura 2.7. Diagrama de procesos general de una planta endulzadora con MEA [7]. El solvente químico reacciona con los componentes ácidos y los remueve de la corriente de gas mediante un proceso de absorción. La corriente que saldrá por el fondo de la absorbedora, como se observa en la anterior Figura 2.7, será rica en gases ácidos, que luego es regenerada en una torre de destilación, disminuyendo la presión de operación y aplicando calor para entonces ser enviada a la unidad de absorción nuevamente [5][6]. Dentro de los solventes químicos usados en el proceso, cuando se requieren cantidades bajas de contaminantes ácidos en la corriente de gas dulce, se encuentran las soluciones de alcanolamina y alcalina con sales con o sin aditivos. Entre los tipos de alcanolaminas usadas en procesos de endulzamiento se encuentran: monoetanolamina (MEA), diglicolamina (DGA), dietanolamina (DEA), diisopropanolamina (DIPA), trietanolamina (TEA) y metildietanolamina (MDEA). Estas 31

31 aminas se clasifican según el número de sustituyentes unidos al nitrógeno, como se muestra en la Figura 2.8, por lo que pueden ser primarias si contienen un único sustituyente, secundaria si contuviese dos sustituyentes y la terciaria estaría compuesta por tres sustituyentes. Las aminas son fuertemente polares por el gran momento dipolar del par de electrones libres y el de los enlaces C N y H N, pero son las aminas primarias y secundarias las que forman enlaces de hidrógeno al contrario de las aminas terciarias que no los contienen, sin embargo pueden ser aceptores de enlaces de hidrógeno con moléculas que contengan uniones O-H o N-H a partir de sus electrones libres [5][6][17]. Figura Clasificación de aminas según su sustituyentes. En el proceso de absorción con aminas primarias, como MEA y DGA, se llevan a cabo las siguientes reacciones para remover H 2 S [5]. RNH 2 +H 2 S RNH HS - Ec. (2.1) RNH 2 +HS - RNH S Ec. (2.2) En el caso de remover el CO 2 se tiene entonces, 2RNH 2 +CO 2 RNH RNHCOO - Ec.(2.3) RNH 2 +CO H 2 O RNH HCO 3 - Ec. (2.4) RNH 2 +HCO 3 - RNH CO 3 Ec. (2.5) Las reacciones mostradas anteriormente se llevan a cabo de igual forma en aminas secundarias (RR NH), como DEA y DIPA, pero con las aminas terciarias (RR R NH) no es posible la reacción 2.3 y se catalogan como aminas selectivas para remover H 2 S, como TEA y MDEA [5][6]. 32

32 En la Tabla 2.1 se muestran las propiedades fisicoquímicas de las alcanolaminas, Tabla 2.1. Propiedades físicas de las alcanolaminas [7]. Propiedades MEA DEA MDEA DIPA DGA Peso molecular 61,09 105,14 119,17 133,19 105,14 Gravedad Específica 1,0179 1,0919 1,0418 0,9890 1,0550 Punto de ebullición a 760 mmhg. ( C) Presión de vapor a 20 C (mmhg) 171 Descomp. 247,02 248, ,36 0,01 0,01 0,01 0,01 Punto de congelamiento ( C) 10,5 28, ,5 Solubilidad en agua a 20 C (% en peso) Completa 96.4 Completa 87 Completa Viscosidad Absoluta a 20 C (cp) 24,1 380 (30 C) (45 C) 26 (24 C) Calor de vaporización a 760 mmhg. (kj/kg) Monoetanolamina (MEA). Esta es la amina más básica usada en tratamiento y purificación de gases, y así la más reactiva para la remoción de gases ácidos, es de tipo primaria y tiene una estructura como la mostrada en la Figura 2.9. Con la solución de MEA se logra reducir la concentración sulfuro de hidrógeno a 4 ppm molar, e incluso se obtienen porcentajes molares menores para el dióxido de carbono. Es empleada en procesos no selectivos de remoción de CO 2 y H 2 S. Figura 2.9. Monoetanolamina (MEA). 33

33 Por otro lado, las impurezas como el sulfato de carbonilo (COS) y el disulfuro de carbono (CS 2 ) provocan la degradación de la amina, lo cual se puede evitar usando un recuperador al fondo de una torre de regeneración, como se muestra en la Figura 2.7, para hacer reversibles las reacciones que no lo eran y preservar la amina para el proceso de endulzamiento [5][7]. Trabajar con esta amina presenta algunas desventajas en cuanto a la formación de espuma y a la corrosión, por lo que se sugiere trabajar con soluciones de aminas en agua entre 15% y 25% en peso. Debido al alto calor de reacción que se genera en la absorción es necesario invertir en grandes requerimientos de energía para regenerar la amina y poder reutilizarla como solvente en la torre de contacto. Como se observa en la Tabla 2.1 la presión de vapor de la MEA es mayor que la de las otras aminas a la misma temperatura, lo que conlleva a grandes pérdidas por vaporización en el proceso de contacto con el gas natural [5][7] Diglicolamina (DGA). Esta amina es primaria al igual que MEA, cuya estructura se muestra en le Figura. 2.10, pero con una presión de vapor menor, como se muestra en la Tabla 2.1, y tiene mayor afinidad para la absorción de aromáticos, olefinas e hidrocarburos pesados, aunque sigue teniendo básicamente el mismo comportamiento en el proceso de remoción de CO 2 y H 2 S que con MEA pero siendo capaz de almacenar más carga ácida, es decir compuestos ácidos, por disponerse como solución en concentraciones en peso más altas, entre 50% y 60%, teniendo como resultado menor tasa de circulación requerida en todo el proceso de endulzamiento [5][7]. Figura Diglicolamina (DGA). Sin embargo el proceso de endulzamiento es más costoso, porque la DGA tiene gran solubilidad con C + 3 y da como resultado, del proceso de contacto con el gas natural, productos de degradación no regenerables en presencia de CO 2, COS y CS 2 siendo necesario un recuperador a alta temperatura como se ilustra en la Figura 2.7 [5][7]. 34

34 Dietanolamina (DEA). Es una amina secundaria, como se muestra en la Figura 2.11, que es menos reactiva con COS y CS 2 que las aminas primarias, es decir, que no retiene tanta cantidad de compuestos ácidos, y por ende dará menos problemas de corrosión durante el proceso de endulzamiento. Si se quisiera remover CO 2 del gas natural la DEA no es la indicada puesto que forma productos de degradación irreversibles y se pierde la capacidad de remoción del solvente rápidamente [5][7]. Figura Dietanolamina (DEA). Se pueden emplear soluciones de amina en agua con concentraciones más altas que con MEA, entre 30% y 40% en peso, requiriendo menos tasa de circulación del solvente. Esta amina tiene una presión de vapor más baja que la de MEA por lo que las pérdidas por vaporización en la torre de contacto son menores y típicamente es usada cuando la corriente de gas natural a tratar contiene más de 10% de gases ácidos [5][7] Diisopropanolamina (DIPA). Esta amina es secundaria como se observa en la figura 2.12, y puede transportar gran cantidad de compuestos ácidos provenientes del gas natural, pero por tener un peso molecular alto se requiere más cantidad de masa circulando en el sistema, lo que sería más costoso además de que es más eficiente removiendo H 2 S que CO [5][7] 2. Figura Diisopropanolamina (DIPA) Metildietanolamina (MDEA). Esta amina es de tipo terciaria, como se presenta en la Figura 2.13, con mayor selectividad en remover H 2 S y en el caso del CO 2 es un proceso menos reactivo, lo que requeriría una torre absorbedora con más etapas de equilibrio. 35

35 Figura Metildietanolamina (MDEA). Se usan concentraciones mucho mayores a las de MEA por tener una presión de vapor baja sin evidenciar pérdidas considerables de vaporización. Aunque la cinética con CO 2 no es rápida, la MDEA es usada para removerlo de gases que lo contienen en gran concentración porque la energía requerida para la regeneración es mucho menor que con otras aminas, y no necesita un recuperador [5][7]. En la Tabla 2.2 se presenta un resumen de cualidades de las aminas en el proceso de endulzamiento, Tabla 2.2. Guía para procesos de aminas [5]. MEA DEA DGA MDEA Capacidad de remoción (moles de ácido/moles de amina) Carga de ácido residual en amina pobre, (moles de ácido/moles de amina) Carga de ácido residual en amina rica, (moles de ácido/moles de amina) 0,33-0,40 0,20-0,80 0,25-0,38 0,20-0,80 0,12 0,01 0,06 0,005-0,01 0,45-0,52 0,21-0,81 0,35-0,44 0,20-0,81 Concentración (% peso) Gasto de calor aproximado en el rehervidor (MJ/m 3 ) Temperatura normal de operación del rehervidor ( F) Calor de reacción aproximado (kj/kg H 2 S) Calor de reacción aproximado (kj/kg CO 2 )

36 2.5. Descripción del proceso. Este proyecto estudió el proceso de endulzamiento de un gas típico de la Faja Petrolífera del Orinoco con MEA, la amina más básica en este tipo de tratamiento, a modo de obtener un estimado de las dimensiones de los equipos y la cantidad de servicios requeridos, así como las temperaturas y las presiones de operación que solicitaría dicha planta, la cual tiene un proceso típico como el ya mostrado en la Figura 2.7, el cual será explicado a continuación Separador de Entrada. La corriente de gas ácido pasa por un primer separador donde se extaen por el fondo hidrocarburos líquidos, agua libre y partículas sólidas. Este primer equipo separador es colocado para asegurar que solo entre gas a la torre absorbedora, equipo mostrado en la Figura [8] Torre Absorbedora o Contactora. Figura Separador de Entrada. El gas ácido que sale del separador entra por el fondo de la absorbedora y asciende para entrar en contacto con la solución de amina pobre, llamada así porque contiene bajos porcentajes molares de compuestos contaminantes removidos del gas natural, la cual viene del tope de la torre que al entrar en contacto con el gas se produce una sal que contamina la solución que puede regenerarse en la posterior torre de destilación. La solución de amina debe entrar 10ºF (6 C) por encima a la temperatura de entrada del gas agrio, para poder evitar la condensación de los hidrocarburos pesados presentes en el gas natural. Este proceso de absorción, presentado en la Figura 2.15, debe dar como resultado una corriente de gas tratado que sale por el tope de la 37

37 contactora con bajas cantidades de componentes sulfurosos y CO 2 y este gas dulce que sale de la torre está saturado de agua procedente de la amina en solución [8]. Figura Torre Contactora. El fluido que sale por el fondo de la torre, llamada amina rica por alto contenido de contaminantes removidos del gas natural, es una corriente que contiene básicamente los compuestos sulfurosos y CO 2, gas natural que pudo haberse ligado con la solución de amina e hidrocarburos líquidos. La cantidad de hidrocarburos líquidos retirados del gas aumenta al incrementar la presión, y la cantidad de gas disuelto depende del tipo de amina utilizada según su capacidad de retener contaminantes. Las condiciones de operación de la absorbedora son definidas por requerimientos del proceso, que son de alta presión, típicamente entre 900 y1300 psig ( KPa) y baja temperatura, entre 80 y 110 ºF (27-43ºC) [8] Tambor de Expansión. La corriente de amina rica entra a un tambor de expansión con la finalidad de separar gases e hidrocarburos disueltos como se observa en la Figura Muchas veces se utiliza una pequeña torre contactora, a la salida del tope del separador, para lavado con amina pobre y remover H 2 S y CO 2 del gas expandido, recuperando hidrocarburos que luego son enviados a un mechurrio o son 38

38 usados como combustible dulce y la solución contaminada en gases ácidos es enviada a la corriente de amina rica que va al regenerador del proceso de endulzamiento [8]. Figura Separador flash lado amina rica. Normalmente el equipo opera entre 75psig (517 KPa) y 100 psig (689 KPa) y la vaporización de hidrocarburos con porciones de gas ácido se lleva a cabo cuando la solución que entra al separador alcanza la presión de operación del equipo al cual le precede una válvula que contribuye a alcanzar la presión de operación [8] Intercambiador de Calor Amina-Amina. Se observa en la Figura 2.17 que la corriente de amina rica es precalentada antes de entrar a la torre regeneradora o despojadora hasta un máximo de 200ºF (93 C) para facilitar la regeneración de la amina, y a su vez la solución de amina que ha sido regenerada es enfriada en el mismo intercambiador economizando el proceso [8]. Figura Intercambiador de Calor Amina-Amina. 39

39 Torre Regeneradora o Despojadora. En esta torre de destilación mostrada en la Figura 2.18, se retiran los componentes ácidos de la solución de amina rica por medio del aumento de temperatura y la baja presión que requiere, para luego regresarla a la absorbedora y hacer un ciclo cerrado. Por lo general esta torre opera entre 4psig (27,6 KPa) y 14psig (96,5 KPa), contiene entre 10 y 24 platos y la solución de amina rica como corriente de entrada a la regeneradora es introducida entre el tercer y quinto plato por debajo del tope. La solución de amina rica desciende al entrar a la torre, teniendo contacto con el vapor que asciende desde el rehervidor lográndose el equilibrio que permite la separación del gas ácido de la solución de amina [8]. Figura Zona de Regeneración de Aminas. En el rehervidor se suministra el calor necesario para vaporizar el agua que viene junto con la solución de amina rica y la que regresa a la torre como reflujo. Cuando la cantidad de calor aumenta, se incrementa la cantidad de gas ácido despojado, pero tiene un límite entre 240ºF (116 C) y 270ºF (132 C) para evitar la degradación de la amina [8]. 40

40 La corriente que sale por el tope de la regeneradora es una mezcla de vapor de agua y gas ácido, que posteriormente pasa por el condensador y entra al acumulador de reflujo que es un separador gas-líquido, que comúnmente tiene una relación molar típica de 3:1 hasta 1:1. Los gases que han sido removidos de la amina son liberados del acumulador de reflujo y enviados a una línea de venteo, una planta recuperadora de azufre o a un incinerador, mientras que el agua que cae al acumulador es bombeada como reflujo al tope de la torre de regeneración y evitar la concentración de la amina por efectos de vaporización de agua [8] Bomba del lado de la Solución Amina Pobre Esta bomba, mostrada en la Figura 2.18, aumenta la presión de la solución para que pueda entrar en la absorbedora y debe tener 100% de respaldo para garantizar el flujo continuo de solución de amina pobre en el proceso, tal que permita una entrada continua del solvente a la torre de contacto [8] Tanque de reposición de solución de amina. En la regeneración de la amina se presentan pérdidas de solución por lo que es necesario contar con una alimentación fresca de solución de amina, como se muestra en la Figura 2.19, para mantener la proporción de amina/agua requerida en el diseño original de la planta, puesto que al estar muy concentrada o muy diluida ocasiona que la planta trabaje de manera ineficiente [8]. Figura Tanque de Reposición de solución de amina Enfriador de la Solución Pobre. La solución pobre que sale del regenerador por lo general tiene una temperatura muy alta, por ello requiere enfriarse para ser introducida a la absorbedora, lo que el primer intercambiador amina-amina no puede hacer solo y es necesario añadir otro enfriador, como se muestra en la Figura 2.20, cuidando la especificación de que la diferencia de temperatura entre la solución de 41

41 amina que entra a la torre debe ser 10ºF (6 C) por encima de la temperatura de entrada del gas agrio [8]. Figura Enfriador de solución pobre Filtros. A medida que la solución va circulando por el sistema recoge partículas que se forman como producto de la corrosión, que posteriormente pueden causar formación de espumas en las torres absorbedora y regeneradora. Dichas partículas son retiradas mediante el uso de filtros. Si el gas contiene H 2 S, por seguridad debe colocarse uno del lado de la solución pobre, como se muestra en la Figura 2.21, si no podría colocarse del lado de la solución rica. El filtro debe ser vigilado cuidadosamente y los elementos deben ser reemplazados cuando estén saturados de partículas. La contaminación del filtro se puede detectar con el diferencial de presión a través del mismo. Normalmente un elemento nuevo tiene una caída de presión de 2-4 psia, (14-28 KPa) que aumenta al estar el filtro tapado por lo que requiere mantenimiento [8]. Figura Tanque de Reposición de solución de amina Concentrador o Recuperador de la Amina. Durante la circulación de la amina en el sistema, ocurren reacciones laterales que forman productos termoestables, que a su vez degradan la solución de amina y como consecuencia pierde su capacidad de absorber contaminantes. Estos productos pueden ser removidos en el recuperador, que funciona como un regenerador con temperaturas entre 280ºF y 300 ºF ( ºC), como se muestra en la Figura 2.22 donde la línea punteada representa el recuperador opcional, que separa de la amina el material deteriorado, vaporizándola para luego pasar hacia el 42

42 tope de la unidad quedando en el fondo los residuos que son desechados periódicamente. La alimentación a este equipo viene del fondo de la torre la cual maneja de 3 a 5% de la solución pobre y no siempre es adicionado al proceso de endulzamiento, donde un rehervidor es típicamente suficiente [8]. Figura Recuperador de amina. 43

43 CAPÍTULO 3. MARCO METODOLÓGICO El estudio del proceso de tratamiento de gas natural se llevó a cabo mediante la simulación de una planta endulzadora en Aspen HYSYS. Se seleccionaron dos paquetes termodinámicos para llevar a cabo la simulación, específicamente el paquete de aminas de Aspen HYSYS y Peng- Robinson, y se consideraron bases y criterios de diseño del proceso, documento generado para la empresa VEPICA y anexado al final de este informe. El sistema de unidades utilizado en la industria del gas por práctica habitual y por convención es el inglés, lo cual se verá en este trabajo con su equivalente al sistema internacional Selección del paquete termodinámico. Antes de presentar el modelo termodinámico seleccionado es necesario mostrar la composición del gas estudiado en la simulación, la cual se presenta en la Tabla 3.1 Como primera opción se consideró el modelo termodinámico de Peng-Robinson el cual cuenta con amplia aceptación en aplicaciones de la industria del gas, petróleo y petroquímica. [9]. Dicho paquete termodinámico se utilizó para toda la composición del gas de entrada. Sin embargo, no es el adecuado para predecir las reacciones de equilibrio que se dan entre la solución de amina y el gas agrio, por lo que es conveniente utilizar un modelo que dé resultados más confiables. El modelo que más se adapta a esto es el Amine Pkg, paquete de aminas de Aspen HYSYS, empleado para absorción y desorción con soluciones acuosas de aminas puras o combinadas y en solventes físicos como el glicol. En la simulación se usó esto con el modelo de Li-Mather debido a que puede predecir correctamente el equilibrio químico de reacciones de aminas en amplio rango de temperatura, presión, carga ácida y concentración de amina [9].

44 Tabla 3.1. Composición del Gas. Componente % Molar Componente % Molar Nitrógeno 0,4987 m-ciclopentano 0,1029 Dióxido de Carbono 2,5285 Benceno 0,0554 Sulfuro de Hidrógeno 0,2500 Ciclohexano 0,0880 Metano 88,7760 n-heptano 0,1988 Etano 3,3368 m-ciclohexano 0,1187 Propano 1,3672 Tolueno 0,0722 i-butano 0,2730 n-octano 0,2087 n-butano 0,5619 e-benceno 0,0079 i-pentano 0,2315 m/p-xileno 0,0554 n-pentano 0,2087 o-xileno 0,0198 n-c6 0,2542 n-nonano 0,1464 C10 0,1434 C21 0,0109 C11 0,0940 C22 0,0099 C12 0,0752 C23 0,0079 C13 0,0603 C24 0,0069 C14 0,0514 C25 0,0059 C15 0,0425 C26 0,0049 C16 0,0287 C27 0,0040 C17 0,0208 C28 0,0040 C18 0,0198 C29 0,0030 C19 0,0168 C30 0,0148 C20 0,0138 Sin embargo el paquete de aminas de Aspen HYSYS no es compatible con compuestos más pesados que el C12, ni con muchos compuestos cíclicos, como el m-ciclopentano, ciclohexano y 45

45 m-ciclohexano en el caso del gas en estudio, por lo que los cálculos termodinámicos para estos no podían ser predichos por este paquete de fluido y es por ello que se seleccionó Peng-Robinson solo para la línea de gas de entrada y el separador de entrada, como se observa en la Figura 3.1, donde la mayoría de los compuestos pesados se iban por el fondo del tanque de separación de entrada y por el tope salen algunos no aceptados por el paquete de aminas que son el m- ciclopentano, ciclohexano y m-ciclohexano. Para no eliminar la contribución de estos compuestos, se decidió sumarle la composición del m-ciclopentano y ciclohexano al hexano, y la del m-ciclohexano al heptano, por similitud en peso molecular, y así continuar con el proceso de endulzamiento con el paquete de fluidos indicado, que prediga correctamente el proceso de absorción y de regeneración de aminas, es decir Amine Pkg. Figura 3.1. Paquete termodinámico en la simulación Desarrollo de la simulación. La planta endulzadora está compuesta por los siguientes equipos: Separador de entrada. Torre Absorbedora o Contactora. Separador de Gas Dulce. Separador de amina/hidrocarburo. 46

46 Intercambiador de Calor Amina-Amina. Torre Regeneradora o Despojadora. Condensador de tope de la Regeneradora. Bombas. Enfriador de amina regenerada Torres. Antes de realizar la simulación, en las torres de absorción y destilación se tomaron en cuenta los siguientes criterios de diseño generados en las bases de diseño de este proyecto anexado al final de este informe, -La temperatura de la solución de amina que entra a la absorbedora debe estar 10 F (6ºC) por encima de la temperatura de la corriente de gas agrio. -La diferencia de presión entre la corriente de gas agrio y la corriente de amina debe ser de 5 psi (35KPa). -La temperatura de la corriente que sale por el fondo de la absorbedora tiene un rango entre 100 F y 180 F(38 y 82ºC). -La temperatura de entrada a la regeneradora tiene un rango entre F (82-93ºC). -La temperatura del rehervidor no debe exceder los 260 F (127ºC) para evitar la degradación de la amina. -La temperatura de la corriente de gas ácido que sale de la regeneradora está en el rango de F (38-54ºC). -Si se usa un recuperador en serie con el rehervidor, éste tendrá un rango de temperatura de F ( ºC). Las torres de absorción y destilación simuladas fueron de platos perforados, por ser lo común en dichas plantas. En el caso de la torre de absorción al simulador se deben introducir las variables necesarias para poder cumplir con los grados de libertad, tal y como se muestra en la Figura 3.2, las cuales pueden ser las corrientes de entrada y salida, número de platos reales, presión de tope y fondo, asimismo, de manera opcional se pueden indicar los estimados de temperatura de tope y fondo. La selección de número de platos se hizo variando esta cantidad hasta conseguir la menor tasa de circulación de amina posible, con equipos más pequeños y teniendo menor costo energético. (Ver Apéndice A). 47

47 Figura 3.2. Torre Absorbedora en Aspen HYSYS. Figura 3.3. Torre Regeneradora en Aspen HYSYS. 48

48 En cambio para la torre de destilación como se puede observar en la Figura 3.3, se deben introducir el número de platos reales, la caída de presión del condensador y rehervidor de 5 psi cada uno para generar los perfiles de presión, además de especificar la temperatura de salida del condensador y la relación de reflujo en el tope de la torre de destilación, cuyos valores fueron seleccionados de la optimización energética realizada para obtener equipos más pequeños (Ver Apéndice A) Separadores. Se tiene a un separador de entrada, como se ilustra en la Figura 3.4, al cual se le introduce la corriente de gas natural que en este trabajo fue de 100MMSCFD a 90ºF (32 ºC) y 1100 psig (7584 KPa). En el caso de este trabajo se tenían los datos del gas de entrada seco, por lo que para poder realizar la simulación debía saturarse el gas con agua utilizando un herramienta del programa donde se introduce la corriente de gas y otra de agua pura a un equipo y se tiene como producto un gas saturado con agua. Además se le colocó al separador una pérdida de presión en el tope de 2 psi (14KPa) porque estos suelen contar con un eliminador de niebla con una caída de presión similar a esta. En la corriente de tope del separador se hace la transición de paquete termodinámico de Peng- Robinson a Amine Pkg, que consiste en hacer un cambio en el paquete de fluidos, copiando la información de interés del paquete anterior, que en este caso fue la composición molar, temperatura, presión y flujo másico total, para entonces introducir dicha corriente a la torre de absorción. Figura 3.4. Saturador del gas de entrada con agua pura y separador de entrada. 49

49 Otro separador que se anexa en la simulación es el de amina/hidrocarburo o tambor de expansión el cual opera aproximadamente a 74,5 psig (514 KPa), cuyo valor se introduce como parámetro de entrada en el simulador, colocando antes del equipo una válvula que tendrá como objetivo reducir la presión de la corriente de fondo de la absorbedora. La corriente de fondo del tambor de expansión se dirige al intercambiador de calor amina-amina [7]. En cuanto al separador de gas dulce comúnmente se anexa un separador flash después de la corriente de tope de la contactora Intercambiadores de calor. El intercambiador amina-amina que se seleccionó en el simulador es de tipo placas, donde se introdujeron como especificaciones la temperatura de salida de la corriente de amina rica y una caída de presión de 0,5 psi por corriente. También se agrega el enfriador de amina pobre que se ubica antes de la torre de absorción y que terminaría de enfriar la solución a 100ºF (38ºC), a cuyo equipo se le introduce esta especificación de temperatura en el simulador. En cuanto al condensador de tope de la torre regeneradora no debe introducirse nada especial, porque es una parte integrada de la torre de regeneración dentro del simulador. En caso contrario, se tendría que realizar una modificación interna en la torre Bombas. La corriente de amina regenerada es enviada por una bomba al intercambiador de calor aminaamina. Para fines de la simulación, a dicho equipo se le especifica la presión de la corriente de salida. Otra bomba a introducir en el simulador es la que precede la torre contactora, donde también se le especifica su presión de salida. Entre ambas bombas mencionadas se dividió la potencia que se necesita para regresar la corriente de amina pobre a la torre contactora por lo que se decidió darle la menor carga de potencia a la primera bomba ubicada después de la salida de la despojadora, para así no tener equipos posteriores a esta que requieran tener gran espesor de pared por la presión que deben 50

50 soportar, teniendo entonces la bomba ubicada antes de la contactora la función de completar la presión necesaria para que el fluido logre llegar al tope de la torre de absorción Adicionales. Dentro del proceso de regeneración hay pérdidas de agua y amina, por ende se debe reponer amina fresca. En el caso de la simulación, se utiliza una reposición de agua a la solución de amina después del intercambiador amina-amina, logrando alcanzar la concentración deseada del solvente y satisfacer el balance de masa global de la simulación. Por otro lado se simuló la inclusión de un filtro en la corriente de amina pobre con una válvula, que sólo representaría la caída de presión del filtro el cual se estimó sucio ocasionando una pérdida de presión de 4 psi. Además se tomó en cuenta la caída de presión que tendría el fluido a través del tramo de tubería luego de la bomba ubicada posteriormente de la torre regeneradora y la caída de presión necesaria para elevar el fluido al tope de la torre contactora Especificación de parámetros para la optimización energética de los equipos Existen variables dentro de la planta que debieron elegirse para llevar a cabo la simulación, como es el caso del reflujo en el tope de la torre de regeneración, temperatura de salida del condensador de la regeneradora, flujo de amina, temperatura de salida del intercambiador de calor amina-amina en la corriente de amina rica y número de platos en la torre de absorción y destilación. Dichas variables tienen un rango típico reportado en la literatura de plantas de endulzamiento similares a la estudiada en este trabajo [7], cuyos valores fueron especificados en las bases y criterios de diseño de este proyecto anexado al final de este informe. Dichos valores se tomaron como iniciales para escoger el valor definitivo a introducir en la simulación base de la planta. El procedimiento detallado de este método de selección de las variables nombradas anteriormente se presenta en el Apéndice A siguiendo el lineamiento presentado en las Figuras 3.5, 3.6, 3.7 y

51 Selección de Flujo de amina Variando Dejando Fijo -Flujo de amina -Número de platos de contactora y regeneradora -Número del plato con la corriente de -Reflujo -Temperatura de salida del intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) -Temperatura de salida del Condensador entrada a la regeneradora -Número de platos de contactora y regeneradora. Simular -Número del plato con la corriente de entrada a la regeneradora. Recolección de datos -Porcentaje molar de CO 2 y H 2 S en el Escoger mejor combinación por gas dulce. -Temperatura de fondo de la cada flujo de amina variado regeneradora. -Flujo de calor en el rehervidor, Se escoge el flujo de amina para la mejor combinación condensador, intercambiador de calor amina-amina y enfriador de amina pobre. Figura 3.5 Esquema de método de selección de flujo de amina. Se da a entender que la mejor combinación de variables seleccionada es aquella donde se obtengan equipos más pequeños y con menor gasto de energía. 52

52 Selección de temperatura de salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica) Variando Dejando Fijo -Temperatura de salida del -Reflujo intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) -Flujo de amina -Temperatura de salida del Condensador -Número de platos de contactora y regeneradora -Número del plato con la corriente de entrada a la regeneradora -Número de platos de contactora y regeneradora. -Número del plato con corriente de Simular Recolección de datos entrada a la regeneradora. -Porcentaje molar de CO 2 y H 2 S en el gas dulce. -Temperatura de fondo de la Escoger mejor combinación por cada Temperatura de salida del intercambiador regeneradora. -Flujo de calor en el rehervidor, condensador, intercambiador de calor amina-amina y enfriador de amina Se escoge temperatura de salida del intercambiador para la mejor combinación pobre. Figura 3.6 Resumen de método de selección de la temperatura de salida del intercambiador de calor amina-amina (lado de amina rica). 53

53 Selección de temperatura de salida del condensador Variando Dejando Fijo - Temperatura de salida del condensador -Número de platos de contactora y regeneradora -Número del plato con corriente de entrada a la regeneradora -Reflujo -Flujo de amina -Temperatura de salida del intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) Simular Recolección de datos Escoger mejor combinación por cada temperatura de salida del condensador Se escoge temperatura de salida del condensador -Número de platos de contactora y regeneradora. -Número del plato con corriente de entrada a la regeneradora. - Porcentaje molar de CO 2 y H 2 S en el gas dulce. -Temperatura de fondo de la regeneradora. -Flujo de calor en el rehervidor, condensador, intercambiador de calor amina-amina y enfriador de amina pobre. Figura 3.7 Resumen de método de selección de la temperatura de salida del condensador. 54

54 Selección de temperatura del reflujo en el tope de la regeneradora Variando Dejando Fijo - Reflujo -Número de platos de contactora y regeneradora -Número del plato con corriente de entrada a la regeneradora -Temperatura del condensador -Flujo de amina - Temperatura de salida del intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) Simular Recolección de datos Escoger mejor combinación por cada valor de reflujo Se escoge la relación de reflujo -Número de platos de contactora y regeneradora. -Número del plato con corriente de entrada a la regeneradora. - Porcentaje molar de CO 2 y H 2 S en el gas dulce. -Temperatura de fondo de la regeneradora. -Flujo de calor en el rehervidor, condensador, intercambiador de calor amina-amina y enfriador de amina pobre. Figura 3.8 Resumen de método de selección del reflujo. 55

55 3.3. Predimensionamiento de Equipos Mayores. Luego de completar la simulación del caso base, se procedió a predimensionar los equipos mayores que conforman la planta. Muchos valores fueron tomados directamente de la simulación, otros se ajustaron como se explica a continuación Bombas. Las bombas en este estudio no se dimensionan como el caso de las que están ubicadas a la salida de la torre regeneradora y en la entrada de la torre de absorción, obteniendo sus valores de potencia en la sección de resultados del simulador. Sin embargo, si se tuvo que calcular el requerimiento de la potencia de la bomba de reflujo en el tope de la torre regeneradora, valor no suministrado por el simulador. Se consideró que la presión de entrada debe ser de 14 psia (97KPa), además de tomar en cuenta la caída de presión que debía vencer el fluido para llegar al tope de la torre, garantizando la entrada del mismo en el plato de determinado mediante la siguiente ecuación que reporta la potencia disponible, Potencia = F P 1714 ε Ec. 3.1 donde, Potencia= [HP] F= flujo que pasa por la bomba [gpm] ΔP= Caída de presión de la bomba [psi] ε= Eficiencia Todas las potencias de las bombas se calcularon con una eficiencia de 75% según heurísticas. Los resultados se muestran en el siguiente Capítulo 4. 56

56 Intercambiadores de calor. Para el predimensionamiento de los intercambiadores de calor se usó la ecuación de diseño presentada en la ecuación 3.2, donde el flujo de calor de todos los intercambiadores se obtuvo de la simulación, Q = U. A. Ft. ΔT ml Ec.3.2 Calculándose la temperatura media logarítmica como se presenta en la ecuación 3.3 y dejando fijo el factor Ft de corrección de temperatura como 1 siendo así para un intercambiador con un paso. La diferencia de temperatura de todos los equipos se calculó con la media logarítmica, donde, T=Temperatura de fluido caliente t= Temperatura de fluido frío 1= Entrada 2= Salida T ml = (T 1 t 2 ) (T 2 t 1 ) ln( T 1 t2 T2 t1 ) Ec.3.3 Para el condensador y enfriador de amina pobre se conocen las temperaturas de proceso y de servicio, en este caso agua de enfriamiento entre de 68ºF (20ºC) y 77ºF (25ºC), por lo que se calculó la media logarítmica y con la ecuación 3.2 se obtuvo el área de cada uno, utilizando el coeficiente global de transferencia de calor (U) igual a 150 BTU/h. F.ft 2 según heurísticas de diseño para el agua de enfriamiento [10]. En cuanto al rehervidor se tiene en cuenta que la transferencia de calor por área no debe ser mayor a BTU/hft 2 para un correcto funcionamiento y no deterioro del equipo, es decir [10], Q A = U MTD = BTU/hft2 Ec. 3.4 Con el U dado por heurísticas de diseño, 200 BTU/ F.h ft 2, se determinó la diferencia de temperatura media corregida, con Ft igual a 1, y con el flujo de calor obtenido de la simulación se determinó el área del equipo. 57

57 En el intercambiador amina-amina se conocía el valor U.A como resultado de la simulación y por lo tanto al usar el coeficiente global de transferencia de calor por heurística de diseño cuando los fluidos involucrados son líquido-líquido, U= 50 BTU/F.h, se logró determinar el área del equipo Torres. Las torres de absorción y regeneración se predimensionaron utilizando ecuaciones para determinar el diámetro. Para el caso del cálculo de la altura de cada una se tomó en cuenta el espaciamiento entre platos, el tiempo de retención del líquido en el fondo de la torre, el espaciamiento entre el tope y la boquilla de entrada a la torre y la longitud entre el fondo y la boquilla de salida, lo cual como mínimo debe ser 300 mm para ambos espaciamientos entre boquilla y plato. Para calcular el diámetro de la torre de absorción se empleó la ecuación 3.5 [5]. D c = 44 Q P Ec. 3.5 donde, Q=Cantidad de gas a tratar en MMSCFD P=Presión del gas en psia. D c =Diámetro de la contactora en pulgadas Por otro lado se escogió utilizar el mayor porcentaje en peso de amina posible, es decir 25%. Como estimado inicial de la cantidad de amina que debía circular por la planta se utilizó la ecuación 3.6, [5] GPM = 41 Qy x Ec. 3.6 donde, GPM: Flujo en galones por minuto de MEA. Q=Cantidad de gas a tratar en MMSCFD. 58

58 y=porcentaje molar del gas ácido de entrada. x=porcentaje en peso de MEA. Este valor de flujo de amina luego fue ajustado haciendo varias simulaciones del proceso cambiando dicho valor y observando qué efecto tenía en los porcentajes molares de CO 2 y H 2 S en la corriente de gas dulce. Se varió entonces el flujo de solvente hasta conseguir un valor mínimo de flujo de amina necesario donde se estuviese obteniendo como producto de gas dulce lo deseado y que el costo energético de los equipos fuera lo menor posible (Ver Apéndice A) El diámetro de la torre despojadora se estimó mediante la ecuación siguiente, [5] D r = 3 GPM Ec. 3.7 donde, GPM: Flujo en galones por minuto de MEA. D r =Diámetro de la regeneradora en pulgadas. La altura de la torre se determina como sigue a continuación en las Figuras 3.9 y 3.10, Figura 3.9. Dimensiones de torres. 59

59 Figura Dimensiones de fondo de torres. La altura total de la torre vendría siendo lo presentado en la ecuación 3.8, siendo H1 la altura que hay entre el primer plato y la boquilla de tope de la torre, H2 la altura entre el plato 1 y el ultimo plato y H3 es lo longitud entre el último plato y la boquilla de fondo de la torre. L = H 1 + H 2 + H 3 Ec.3.8 Por otro lado se tiene el cálculo de la altura de las torres considerando que en el fondo de cada una hay similitud con un separador flash, y por lo tanto se realiza el cálculo de dicha altura tomando en cuenta distintos niveles de líquido. Se observa en las Figuras 3.9 y 3.10 que se puede deducir lo siguiente, donde, d= espaciamiento entre platos. H 1 = d + e 1 H 2 = d (NP 1) e1= Distancia entre el tope de la torre y la boquilla de salida de tope. NP= Número de platos totales Se tiene que el d y e1son 18 pulg y 300mm respectivamente. Ec.3.9 Ec.3.10 Para H3 se toman en cuenta los niveles bajos, medios y altos de líquido con las siguientes ecuaciones, siendo, H 3 = b 1 + b 2 + e 2 b 1 = 2. d b 2 = c 1 + c 2 c i = Q.t A Ec.3.11 Ec.3.12 Ec.3.13 Ec.3.14 ci=altura por fracción de líquido retenida [ft] Q=Caudal de amina, [ft 3 /min] t= tiempo de retención,[min] A= área del cilindro de líquido retenido [ft 2 ] 60

60 e2= Distancia entre el fondo de la torre y la boquilla de salida de fondo horizontal, con un valor de 300mm mínimo Se tomaron como tiempos de retención entre NBL-NNL 2 minutos y entre NNL-NLA 1 minuto Separadores. Para los separadores se utilizó un programa llamado FEP, Facilities Engineering Programs, el cual es un programa que puede determinar el dimensionamiento de varios equipos como válvulas de alivio, válvulas de control, así como dimensionamiento de tuberías para líquido, gas y fluidos multifásicos, compresores reciprocantes, requerimientos de bombas, separadores, entre otros. El programa permite seleccionar el tipo de separador dimensionar. Solicita datos como la presión de diseño y operación, temperatura de operación, flujo volumétrico del gas, gravedad específica del gas, flujo másico del líquido, gravedad específica del líquido, etc. Para dimensionar el separador toma en cuenta el coeficiente para extractor de neblina, la velocidad crítica de arrastre, tiempos de retención y niveles de líquido. Luego de introducir los datos, el programa entre su conjunto de resultados reporta el diámetro y la longitud del equipo Tanques. Se hizo el predimensionamiento del tanque de reposición de agua mediante la norma API 650, utilizando un 10% de sobrediseño en el flujo que entraría al tanque. Se fijó un tiempo de retención del líquido aproximado de 1 día. Una vez obtenido el flujo de diseño se utilizó una tabla de dimensiones de tanques en función de dicho flujo. [11] Luego de seleccionar un diámetro y una longitud, se verificaba que el tanque seleccionado era el correcto tomando en cuenta de la norma API 650 la ecuación 3.15 [11]. C = 0,14 D 2 H Ec.3.15 siendo, C= Capacidad de tanque, [bbl] D= Diámetro del tanque, [ft] 61

61 H= Altura del tanque, [ft] En dicha ecuación se introducen los valores seleccionados de la tabla, restándole a la altura 3 pies de longitud inoperativa por ubicación de la boquilla de salida. Si la capacidad del tanque obtenida era igual o menor al volumen de diseño, entonces ese tanque es el apropiadoo, de lo contrario debía escogerse otro Filtros. Normalmente para las plantas de endulzamiento se utilizan filtros de carbón, haciéndole pasar de un 10% a un 25% del flujo de circulación de amina, con un tiempo de retención recomendado de 5 a 10 minutos. Se tomó el 25% del flujo de amina y con ello se leyó el diámetro y la longitud del filtro en una tabla suministrada en la literatura. [5] 3.4. Servicios industriales. Los servicios industriales se obtuvieron directamente del simulador, empleando la opción utility de servicios del simulador y buscando en la sección de resultados los valores de temperatura de dichos servicios 3.5. Estudio de Sensibilidad. Se realizó un estudio de sensibilidad para evaluar el comportamiento de la planta de endulzamiento ante posibles cambios de presión, temperatura, composiciones de CO 2 y H 2 S, a la entrada de la absorbedora y notar la influencia que pudiera acarrear esto en la corriente de gas dulce donde se necesitan especificaciones molares de CO 2 y H 2 S. En algunos casos se utilizó la función de case study (caso de estudio del simulador), pero este es muy sensible a cambios por lo que fue preferible tomar algunos datos de forma manual Sensibilidad a cambios en la temperatura de entrada del gas. Para este caso se utilizó la opción case study del simulador. Se realizó el case study para un intervalo de temperatura de 80ºF (27ºC) a 120ºF (49 ºC) con un paso de 5 ºF. 62

62 Los datos que se recopilaban para comparar y graficar eran las composiciones molares de CO 2 y H 2 S en la corriente de gas dulce. Se graficaron los datos y se delimitaba la temperatura a la cual el producto dejaba de ser el deseado Sensibilidad a cambios en la presión de entrada del gas. Para recopilar los datos de interés se empleó igualmente la opción case study, con un intervalo de presión de 900 psig (6205 KPa) a 1200 psig (8273 KPa), con paso de 50 psig. De igual forma que para el caso de la temperatura, se graficaron los resultados obtenidos, delimitando la presión a la cual dejaba de producirse lo deseado en la línea de gas dulce en cuanto a especificaciones de CO 2 y H 2 S Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de CO 2 en la entrada del gas. Se modificó manualmente la composición de dióxido de carbono en la entrada de la corriente de gas a la torre absorbedora y se recopilaron los porcentajes molares de CO 2 y H 2 S en la corriente de gas dulce. Ese proceso se hizo para un intervalo de 2,5-2,6% con paso de 0,01%. Igual que los dos estudios anteriores, se delimitó el porcentaje a partir del cual el producto ya no era el deseado Sensibilidad a cambios por el porcentaje molar de H 2 S en la entrada del gas. Se cambió de forma manual la composición de sulfuro de hidrógeno a la entrada de la torre contactora y registraron los porcentajes molares de CO 2 y H 2 S en la corriente de gas dulce. Esto se realizó para un intervalo de composición de 0,2-0,29% con un paso de 0,01%. Posteriormente se graficaron los datos de composición de CO 2 y H 2 S y se estableció el límite de porcentaje molar de sulfuro de hidrógeno a partir del cual no se obtenía el producto deseado. 63

63 CAPÍTULO 4. RESULTADOS Y DISCUSIÓN 4.1. Resultados del caso base En esta sección se muestran los resultados obtenidos de la simulación de la planta de endulzamiento en Aspen HYSYS. En la Figura 4.1 se muestra el diagrama de flujo de procesos de la simulación. Figura 4.1. Esquema de Proceso de endulzamiento en Aspen HYSYS.

64 Especificación de parámetros para optimización energética de equipos. Se quería obtener, como especificación de producto, valores de porcentaje molar de CO 2 y concentraciones de H 2 S que estuvieran por debajo de 2% y 4,16 ppm molar respectivamente. Se hicieron combinaciones de número de platos en la regeneradora y en la contactora, así como modificar el plato de alimentación en la torre despojadora, cambiar temperaturas a la salida del condensador, en la salida del intercambiador amina-amina (lado amina rica), como también escoger distintos valores de reflujo en la regeneradora y flujo de amina, y todo esto con la finalidad de tener una planta con equipos lo más pequeños y con menor costo de energía que se pudiese. Luego de dichas variaciones se seleccionaron los valores pertinentes y se plasmaron en la simulación definitiva de la planta de endulzamiento de gas, procedimiento explicado detalladamente en el Apéndice A del presente informe. Los resultados para la simulación base se muestran en la tabla 4.1, Tabla 4.1. Variables escogidas para la simulación definitiva. Valor fijado Valor Temperatura de salida del Condensador (ºF) 130 Flujo de Amina (gal/min) 450 Temperatura de salida del intercambiador de calor Amina-Amina (lado de amina rica) (ºF) 200 Reflujo 1 Número de platos en la contactora 12 Número de platos en la regeneradora 12 Plato de entrada de la corriente rica en la regeneradora 3 Al usar el paquete de aminas (Amine Pkg,) de Aspen HYSYS el simulador calcula la eficiencia de las torres por plato en relación a la reacción que se da con el CO 2 y H 2 S. Se reportan estos resultados por tener relación con los compuestos que se desean separar. Estos valores se muestran en la Tabla 4.2, observando que las eficiencias promedios de remoción en la contactora son del 36% y 55% para el CO 2 y H 2 S respectivamente. En cambio para la regeneradora, las eficiencias promedio de remoción son de 10% para el CO 2 y 40% para el H 2 S. 65

65 Tabla 4.2. Eficiencia por plato en las torres regeneradora y contactora. Contactora Regeneradora Plato CO 2 H 2 S CO 2 H 2 S 1 0,399 0,541 0,108 0, ,404 0,542 0,109 0, ,409 0,543 0,038 0, ,418 0,544 0,051 0, ,429 0,546 0,066 0, ,443 0,548 0,082 0, ,454 0,550 0,097 0, ,450 0,551 0,110 0, ,371 0,550 0,122 0, ,214 0,549 0,131 0, ,135 0,562 0,139 0, ,137 0,549 0,147 0,409 Con estas condiciones suministradas al simulador se obtuvo un porcentaje de CO 2 en la corriente de gas dulce de 1, % molar y 3,78 ppm molar para el H 2 S. Como la metiletanolamina (MEA) es del tipo primaria, no tiene selectividad por ninguno de los dos compuestos, por lo que la composición que importaba más monitorear era la del sulfuro de hidrógeno por tener el requerimiento de producto en el gas dulce más bajo en comparación con el dióxido de carbono, teniendo entonces que si el H 2 S se encontraba en especificación se garantizaba automáticamente que el porcentaje molar del CO 2 también estuviese por debajo del valor límite exigido. Con las variables fijadas que se muestran en la tabla 4.1 y los documentos técnicos requeridos por la empresa como producto de este trabajo anexado al final de este informe (las bases y criterios de diseño de la planta) se logró diseñar una planta de endulzamiento en Aspen HYSYS que cumpliera con las especificaciones de salida del gas dulce. 66

66 Por otro lado, se obtuvo de la misma simulación que el factor de inundación de la torre contactora es de 80,82% mientras que para el caso de la regeneradora es de 69,30% cuyo último valor está bajo para lo ideal que debiera ser 80%, sin embargo la torre de regeneración seguiría funcionando para lo que se desea Resultados del predimensionamiento de equipos mayores. Llevando a cabo la metodología descrita en el Capítulo 3, para obtener entonces la potencia de la bomba de reflujo (P-102 A/B) se observó en la sección de resultados del simulador el flujo de la corriente que circularía por dicha bomba, en este caso 11,5 gal/min, y además se tomó en cuenta la presión de entrada al plato de alimentación que debía ser de 14 psi y a su vez se consideró la caída de presión necesaria para que el fluido ascienda al tope de la torre, siendo la altura de la columna de destilación de 29,4 pies cuya longitud fue llevada a la caída de presión equivalente que tendría una columna de agua líquida, la cual es de 12,73 psi (88kPa), por lo que se obtuvo una potencia de 0,233 HP. La potencia de las bombas de la planta de endulzamiento se muestra en la Tabla 4.3 a continuación, Tabla 4.3. Potencias requeridas por las bombas en la planta de endulzamiento de gas natural con MEA. Descripción del Equipo Caudal Potencia (gal/min) (HP) Bombas de Circulación de Amina 447,3 121,3 (P-101 A/B) Bombas de Reflujo del Regenerador de Amina 11,50 0,2330 (P-102 A/B) Bomba Enfriador de Amina (P-103 A/B) 450,0 258,9 Se debe disponer como mínimo de 2 bombas idénticas en la línea de proceso por si la que está en operación necesita reparación y/o mantenimiento tener disponible otra que pueda operar de igual forma. 67

67 Entre las bombas necesarias en la planta de endulzamiento, la que requiere mayor gasto en potencia es la bomba ubicada luego del enfriador de amina y antes de la torre absorbedora la cual necesita 258,9 HP (193 kw), cuya potencia podría dividirse en varias bombas en serie. Por otro lado, la bomba de menor gasto energético es la del reciclo en la torre regeneradora con apenas 0,233HP (0,170 kw). En la Tabla 4.4 se presentan las dimensiones de los intercambiadores de calor de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA estudiada en este informe, teniendo variedad de dimensiones y consumo de energía que le permite a cada uno cumplir con los requerimientos exigidos en el proceso, siendo el de mayor tamaño el intercambiador amina rica/amina pobre con 5513 ft 2 (512,2 m 2 ) con un gasto de energía de 13,80MMBTU/h, mientras que el más pequeño es el condensador de la regeneradora de amina con 526 ft 2 (48,87 m 2 ) con un calor producido de 6,940MMBTU/h. Tabla 4.4. Intercambiadores de calor de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA. Descripción del Equipo Calor Área (MMBTU/h) (ft 2 ) Rehervidor de Amina (E-103) 29, Intercambiador Amina Rica/Amina Pobre 13, (E-102) Enfriador de Amina (E-101) 18, Condensador del Regenerador de Amina (E-104) 6, ,0 Las torres solicitadas en el proceso se presentan en la Tabla 4.5 observando que la regeneradora, (C-102), tiene mayor altura y menor diámetro que la torre contactora, (C-101), cumpliendo de esta forma las especificaciones que debe tener el gas dulce al salir por el tope de la torre de absorción. 68

68 Tabla 4.5. Torres de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA. Descripción del Equipo Diámetro (ft) Altura (ft) Absorbedor (C-101) 7,00 27,70 Regenerador de Amina (C-102) 6,00 29,40 Dentro de la planta se requieren además varios recipientes de separación, un filtro y un tanque de almacenamiento que repondrá amina fresca cada 24 horas. Las dimensiones de estos equipos se muestran en la Tabla 4.6 a continuación, Tabla 4.6. Recipientes de la planta de endulzamiento de gas con MEA. Descripción del Equipo Diámetro Altura (ft) (ft) Depurador de Entrada (V-101) 6,00 11,60 Depurador de Gas Dulce (V-102) 5,50 11,00 Filtro de Carbón Activado 4,20 8,000 (FIL-101) Separador Amina/Hidrocarburo (V- 7,00 28,00 103) Acumulador de Reflujo (V-104) 4,50 10,00 Recipiente de Compensación (V-105) 50,0 54,00 Todas las tablas anteriores representan la lista de equipos que conforma la planta de endulzamiento de gas natural con MEA. Además conociendo la descripción del proceso, se pudo generar el diagrama de flujo de proceso que se presenta en la Figura

69 Figura 4.2 Diagrama de flujo de procesos de la planta de endulzamiento de gas natural con MEA. 70