95296646 tratamiento del gas natural curso de ing del gas natural

CURSO DE INGENIERIA DE GAS NATURAL INGENIERIA DE PETROLEOS 25 AÑOS

TRATAMIENTO DEL GAS NATURAL 1

HERNANDO RAMIREZ PLAZAS

5. TRATAMIENTO DEL GAS NATURAL

Elaborado por: Hernando Ramírez Plazas Profesor de Gas-USCO

DEFINICION

Conjunto de procesos a los que se somete el gas para: Remover las impurezas Realizar una disposición sanitaria de los residuos TIPO DE IMPUREZAS

IMPUREZA PROBLEMA

SÓLIDA: Arena, cemento, productos de corrosión, parafinas y asfaltenos.

Erosión, taponamiento de líneas, válvulas e instrumentación.

LIQUIDA: Agua libre, aceite, condensados, aditivos.

Pérdida de eficiencia de procesos (transporte, compresión, absorción y adsorción), inexactitud en medición, explosiones en quemadores.

GASEOSA: Vapor de agua, gases ácidos (CO2 y H2S), inertes (N2, O2).

Interrupción del flujo gas por formación de hidratos en válvulas e instrumentos, corrosión interna (picadura), polución ambiental.

OBJETIVOS

1. MAXIMIZAR LA SEGURIDAD DE LAS INSTALACIONES Y DE LAS PERSONAS.

2. MINIMIZAR LAS FALLAS OPERACIONALES.

3. ADECUAR EL GAS A LAS ESPECIFICACIONES EXIGIDAS POR LOS

CLIENTES (CALIDAD DEL GAS).

4. PROTEGER EL MEDIO AMBIENTE.




IMPUREZAS VS. PROCESOS

IMPUREZA PROCESO

SÓLIDA FILTRACION

LIQUIDA DEPURACION

VAPOR DE AGUA DESHIDRATACION

GASES ACIDOS (CO2, H2S)

ENDULZAMIENTO

INERTES(N2) DESTILACION CRIOGENICA

PROCESOS DE TRATAMIENTO Y ACONDICIONAMIENTO DEL GAS NATURAL

GAS NATURAL CRUDO

CO2, H2S, RSH

H2O LIBRE, CRUDO, ARENA, PRODUCTOS DE

CORROSION

VAPOR DE AGUA

GAS NATURAL TRATADO

GAS NATURAL PARA VENTA

TRATAMIENTO

Limpieza

Deshidratación

Endulzamiento

Acondicionamiento: Ajuste del valor

calorífico

LIMPIEZA




5.1. LIMPIEZA DEL GAS NATURAL

DEFINICIÓN

Se entiende por limpieza del gas el proceso de remoción de partículas muy pequeñas (menores de 10 micras) de sólidos y gotas de liquido que se encuentran suspendidas en el gas.

Para remover partículas sólidas se utilizan filtros y para separar las partículas liquidas del gas se usan los depuradores (Scrubbers). Cuando se requiere un gas natural muy limpio (contenido de partículas menores de 0.5 micras), se utiliza un FILTRO-DEPURADOR (véase figura 7-17 del GPSA-87). Arenisca, productos de Corrosión,... El grado de separación (de particulas solidas y liquidas) del gas natural depende de la aplicación particular y está fijado como una especificación técnica. JUSTIFICACIÓN La limpieza del gas se justifica por las siguientes razones: 1. ECONOMIA: Recuperar hidrocarburos líquidos 2. PARA PREVENIR PROBLEMAS OPERACIONALES: EROSION, FORMACIÓN DE

ESPUMA Y REDUCCIÓN DE LA EFICIENCIA DE LOS PROCESOS DE TRANSPORTE, COMPRESIÓN, TRATAMIENTO Y CRIOGENIA

Gas Natural +

partículas sólidas +

partículas liquidas } FILTRO DEPURADOR Gas limpio

partículas

sólidas

partículas

liquidas

Agua , condensado, ...




APLICACIONES Los depuradores y los filtros protegen procesos e instalaciones y se colocan a la entrada de: PLANTAS COMPRESORAS (también en las inter-etapas) UNIDADES TURBOGAS (para generar electricidad) PLANTAS CRIOGÉNICAS PLANTAS DE TRATAMIENTO

PRINCIPIOS Y MECANISMOS DE SEPARACIÓN 1) SEPARARACION DE PARTICULAS SÓLIDAS Principio: Retención de partículas sólidas en un medio filtrante formando torta o

Incrustamiento en los poros del medio filtrante. Mecanismo: Uso de un medio filtrante apropiado. Equipo: Filtro.

2) SEPARACIÓN DE PARTICULAS LIQUIDAS Principio: Coalescencia y asentamiento gravitacional (diferencia de densidades entre el

Líquido y el gas). Mecanismo: Cambios de dirección y de velocidad del gas. Equipo: Extractor de niebla. OBJETIVO DE LOS SEPARADORES Proporcionar espacio y tiempo para que las fases se separen. PARÁMETROS DE DISEÑO DIÁMETRO (D) Y LONGITUD (L) del recipiente. El diámetro lo determina la termodinámica. La longitud lo determina la economía ----relación (L/D) ECUACIONES DE DISEÑO 1. DIMENSIONAMIENTO DE DEPURADORES El dimensionamiento de los depuradores (scrubbers) aplica lo mismos principio utilizados en los separadores convencionales gas-liquido, con las siguientes condiciones: a. La fase gaseosa es la dominante.




b. La fracción liquida (mL/mg) menor que 0.1 y c. El tamaño de las partículas liquidas menor que 10 micras.

1.1 DETERMINACION DEL DIÁMETRO (D) Aplica la ecuación de SOUDERS-BROWN utilizadas en separadores convencionales gas-liquido para calcular la velocidad permisible del gas (Vt).

1)g

/ρL

(ρΚVt (Ec. 7-7)

Donde K es la velocidad especifica y es función del tipo de liquido y de la presión de operación del separador. Existen diferentes métodos para calcular K: a) Método indirecto: Método GPSA.

Primero se calcula K para el separador y luego se obtiene el valor de K para el depurador. Calculo de K del separador

410

)100(35.0

PoKsep

Donde Ksep viene dada en pie/seg y Po (presión de operación) en lpmc. Calculo de K del depurador Kdep = (0.6 - 0.7) Ksep Véase figura 7-9 del GPSA-87 b) Método directo: * Método SARMA (véase revista Hydrocarbon Processing, September 1981)

0.07340.4493PoKdep

Cálculo de la sección transversal del depurador




Ag = Qg / Vt Donde Ag viene dado en pie2; Qg en pie3/seg a condiciones de operación y Vt en pie/seg. Cálculo del Diámetro (D) del depurador

12*4

D(pulg)

Ag

Qg/Vt13.54D(pulg)

1.2) DETERMINACION DE LA LONGITUD (L) a) Depuradores verticales

Si D 30´´ 4 L/D 5

Si D 30´´ 2 L/D 3 b) Depuradores horizontales L/D = 2.5 2. DIMENSIONAMIENTO DE FILTROS 2.1 DETERMINACION DEL DIÁMETRO (Df)

Vt = ( 1.1 – 1.3) 1)g

/ρL

(ρ

Tomar 1.1 como valor de K para remover hidrocarburos líquidos y 1.3 para remover agua .

Df (pulg.) = 13.54 VtQg




2.2) DETERMINACIÓN DE LA LONGITUD (Lf) Los fabricantes de filtros suministran información sobre los elementos filtrantes (Ae, Le, de). NOTA: La selección del elemento filtrante debe cumplir con la máxima velocidad permisible del gas (Vg) a la salida de los tubos que sirven de soporte a los filtros, para evitar la “ATOMIZACION” de la neblina.

gρ

1250Vg

Donde Vg viene dado en pie/seg y gρ en lbm/pie3.

La solución se obtiene por ensayo y error. Para iniciar los cálculos, un diámetro (de) y una longitud (Le) razonables para el elemento filtrante se pueden obtener de las siguientes expresiones.

/5Dde f f1.5D1Le

3) DIMENSIONAMIENTO DE FILTROS-DEPURADORES La información básica es suministrada por los fabricantes. En muchos casos, el tamaño del recipiente será determinado por la sección de filtración antes que por la sección de extracción de neblina. Una consideración de diseño comúnmente pasada por alto, es la velocidad del gas a la salida de los cartuchos filtrantes. No debe sobrepasar el valor máximo permisible. L = Lf + Ldep Lf = 1.2 Le

Lf = 1.2Le




Ldep = 2 – 2.5 D EJERCICIO: DEPURADORES Determinar D y L para el depurador HORIZONTAL de la segunda etapa de un compresor de gas natural de tres etapas, que opera a las siguientes condiciones. Presión de operación = 255 psig Temperatura de operación = 118 °F Flujo de gas = 19.7 MMpcsd Gravedad especifica del gas = 0.826 Flujo de liquido = 10 galones por minuto a condiciones estandar Gravedad especifica del condensado (liquido) = 0.64 Compare los resultados obtenidos aplicando los siguientes métodos para calcular la velocidad específica del gas (K) de la ecuación de Sourder-Brown:

4100)/10(Po0.35Ksep

a) GPSA

Ksep 0.8)- (0.7 Kdep

b) SARMA Kdep = 0.4493 Po-0.0734 EJERCICIO: FILTRO-DEPURADOR Un filtro-depurador (véase figura 7-15 del GPSA-87) se utiliza para limpiar 20 pie3/seg. de gas natural muy sucio de una G.E = 0.826 a 500 lpcm y 118 °F. Determinar: El área total de filtración para un factor de suciedad de 3 El diámetro (D) del filtro-depurador para una relación de densidades liquido-gas

de 15. Considere que el liquido removido es agua libre. La longitud (L) del filtro-depurador para una relación L / D igual a 5.

NOTA: Los filtros-depuradores generalmente se utilizan para caudales de gas natural superiores a 50 MMpcsd, por razones económicas.

5.2. CONTROL DE HIDRATOS Y DESHIDRATACION DEL GAS NATURAL a) CONTROL DE HIDRATOS:

Bajo ciertas condiciones de temperatura y presión, el agua y ciertos hidrocarburos, forma compuestos sólidos llamados hidratos. Estos cristales pueden taponar válvulas, conexiones y aún bloquear completamente líneas. Los tapones o terrones de hidratos cuando se transportan con el flujo de gas pueden dañar y aún romper tuberías, válvulas, conexiones y el interior de recipientes.




El metano, etano, propano, iso-butano, gas carbónico y ácido sulfhídrico fácilmente formarán hidratos, pero el n-butano sólo con dificultad lo hace; los pentanos e hidrocarburos más pesado no forman hidratos. Los hidratos se formarán si el gas dulce que contiene el agua libre se enfría por debajo de su temperatura de formación de hidratos (fig. 4-6). La temperatura a la cual se formarán hidratos depende de la presion y de la composición actual del gas. Por lo tanto, la línea de formación de hidratos mostrada no puede ser completamente precisa para todos los gases pero es típica para muchos gases y para un aproximación detallada más precisa, deben usarse gráficos separados.La formación de hidratos se puede evitar ya sea usando un inhibidor de hidrato para mezclarlo con el agua libre que está presente en el gas o que se ha condensado durante el enfriamiento, o por remoción del agua desde el gas (deshidratación) antes que su temperatura caiga por debajo de la temperatura de formación de hidrato.

CALCULO DE LA CANTIDAD DE INHIBIDOR REQUERIDO PARA IMPEDIR LA FORMACION DE HIDRATOS

(Ejemplo del capítulo 4 del libro de Stewart)

Calcule los gal/MMSCF de metanol puro que se deben inyectar a un gas que se encuentra a 8000 psig y 224 ºF para prevenir la formación de hidratos cuando se expande hasta 4000 psig y 65 ºF. La composición del gas y la temperatura de formación de hidratos a 4000 psig se muestran en la tabla 4--1 (pg 96).

Gas (Cantidad de metanol que se evapora Fig.4-9)

GAS: P1 = 8000 psig; T1 = 224 ºF Metanol

P2 = 4000 psig T2 = 65 ºF

Liquido

, H-C :Se disuelve 0.5 % de

metanol Solución acuosa de metanol, %W = 11

1. Otros datos para el presente ejemplo:

© Humedad a condiciones de entrada y salida (lecturas tomadas de la Fig4 – 6)

© Cantidad de hidrocarburos líquidos formado de densidad igual a 300 lb/bbl ( la cantidad de condensado se obtiene de un cálculo de fases para un sistema multicomponente de hidrocarburos )= 60 bbl




© Porcentaje de metanol soluble en hidrocarburos líquidos es 0.5 % (mirar la pag. 103)

© La gravedad específica del metanol puro referida al agua (Ver Tabla GPSA de propiedades )

SOLUCION: Base de Cálculo = 1.000.000 scf 1) Cantidad de metanol disuelto en la fase acuosa: Humedad (8000 psig y 224ºF) = 230 lb Humedad (4000 psig y 65ºF) = 10 lb ---------- Agua condensada (∆ A) = 220 lb

© Fórmula 4 – 3 (pg 103); calcular porcentaje del inhibidor en la fase acuosa, W ∆t = (KW)/(1000Mw-Mw*W) -----Fórmula 4 –3 K = Constantes del inhibidor tabla (4-2) Mw = Peso molecular del inhibidor ∆T = delta de temperaturas de formación de hidratos W = porcentaje de solución acuosa de referencia © Temperatura de formación de hidratos = 74 ºF y temperatura de salida 65 ºF,

es decir, ∆T = 9ºF © K para el metanol es 2335 y Mw. 32 lbs/lbmol

9 = (2335W)/(100*32 –32*W) W = 11 %

© FA = I + ∆A ( a)

I = lbs de inhibidor ( Soluto) ∆A = lbs de agua condensada (solvente) FA = lbs de fase acuosa ( solución acuosa de metanol) %W = 11 % de metanol en fase acuosa I = FA * %W / 100 ( b) %A = % de agua en la fase acuosa = 100 - %W (c) %A = 100 – 11 = 89 % ∆A = FA * % A/100 = FA * 89%/100




Reemplazando (a) y (c) en (b) se obtiene la cantidad de metanol en la fase acuosa: I = ∆A * % W/(100 - %W) = 220 lbs*(11/100 – 11)= 27, 19 ≈27,2 lb de metanol

2)Cantidad de metanol vaporizado en la fase gaseosa a 4000 psig y 65 ºF Tasa de vaporización del metanol ≈ 1.0 a 4000 psig y 65 ºF (fig 4 - 9) Lb metanol /MMscf / % metanol en fase acuosa ≈ 1.0 Lb metanol en la fase gaseosa =1.0 * 11 = 11 lb 3)Cantidad de metanol soluble en los hidrocarburos líquidos(condensados): © Un barril de hidrocarburos pesa 300 lb; y la cantidad de metanol soluble en

hidrocarburos líquidos es: 0.005* 300 lb/bbl * 60 bbl =90.0 lb © Metanol total requerido:

1) Fase acuosa = 27.2lb (21 %) 2) Fase vapor = 11 lb (9 %) 3) Hcs líquidos = 90 lb (70 %) Total = 128.2 lb

EXPLICACIÓN: De las 128.2 lbs de metanol total requerido solo 27.2 lbs (21%) se disuelven en el agua condensada y producen inhibición.

Exprese la cantidad de metanol requerida en galones:

a. calcular la densidad del metanol ρ metanol = γ * ρ agua = 0.8 * 8.33 lb/gl=6.664 lb/gl ≈ 6.66 lb/gl b. volumen de metanol requerido:

V = m/ ρ = 128.3 lb/ 6.66 lb/gl = 19.2 gl

CONSIDERACIONES:

El metanol viene comercialmente en solución acuosa concentrada

(al 98 % por ejemplo) Al calcular la cantidad que hay que inyectar de solución concentrada

de metanol debe tenerse en cuenta su concentración comercial.




NOTA: Como este caso no es muy económico por la alta solubilidad del metanol en el condensado; entonces, una solución mas práctica sería primero separar el condensado y luego si agregar la cantidad de inhibidor requerido.




b) DESHIDRATACION DEL GAS NATURAL:

ABSORCION POR UN LÍQUIDO La deshidratación por absorción es uno de los métodos más satisfactorios de deshidratación. Aunque se puede usar cualquiera de los líquidos desecantes, la gran mayoría de los sistemas de absorción usan glicol para remover el vapor de agua del gas y puede establecerse que se deshidrata más gas natural con glicol que por cualquier otro medio. Algunas veces se usan deshidratadores de cloruro de calcio para secar pequeña cantidades de gas en áreas aisladas o remotas. Sin embargo, debe notarse que este método no es proceso de absorción. Como en el sistema están presentes sólidos de cloruro de calcio, en sentido estricto se efectúa un proceso de adsorción. DESHIDRATACION CON GLICOL. El proceso de deshidratación de gas natural más común es el contacto del gas con un líquido higroscópico como el glicol. Este es un proceso de absorción, donde el vapor de agua en la corriente de gas es disuelto en un corriente de glicol relativamente pura. La deshidratación con glicol no es relativamente costosa, ya que el agua puede separarse fácilmente del glicol por calentamiento; a esto se le llama regeneración o reconcentación del glicol. DESHIDRATACION POR UN DESECANTE SÓLIDO Donde se necesita la más alta depresión posible de punto de rocío puede ser mas efectivo el proceso de adsorción usando un desecante sólido y seco. En los procesos de adsorción los materiales se concentran en la superficie de un sólido como un resultado de las fuerzas que existen en esta superficie. El proceso de adsorción, igual que los procesos de absorción, no involucra reacciones químicas; la adsorción es puramente un fenómeno superficial. “Superficial” no se refiere sólo a la superficie exterior de la partícula adsorbente sino a la superficie efectiva de los capilares y poros. Cualquier adsorbente comercial usado para este proceso tendrá un área superficial total de 2400000-3900000 pie2/lb (500-800 m2/gramo). Hay un gran número de desecantes sólidos disponibles para la deshidratación de gas. En la mayoría de los sistemas se usa alúmina activada (un purificador, fabricado versión bauxita que se ha vuelto poroso por activación) o un desecante tipo sílice-gel. Estos desecantes se pueden activar o regenerar así que se pueden usar durante muchos ciclos de adsorción y reactivación. Con deshidratación de desecantes sólidos se puede obtener puntos de rocío muy bajos y en esta forma es común una resultante residual de vapor de agua de menos de ½ lb/MMpcs a la salidade gas. En una aplicación normal, esto puede corresponder a un punto de rocío de -40oF.




PLANTA DE DESHIDRATACION DEl GAS NATURAL CON GLICOL (Ejemplo 8.1 del libro de Stewart)

Se va a deshidratar un gas dulce y limpio usando TEG (98.5%) hasta una rata de 7 lb/MMpcs, no se utiliza gas de despojamiento. Se cuenta con los siguientes datos:

Caudal 98 MMpcsd

Gravedad Específica 0.67

Presión de Operación del Contactor 1015 psia

Temperatura de Operación del Contactor 560oR (100 *F)

CD 0.852

TCR 376oR

PCR 669 psia

Calcular:

1. El diámetro del contactor (o absorbedor). 2. Determinar el flujo de circulación del glicol, en gpm 3. Estimar la carga calórica del rehervidor, en BTU/hr 4. Calcular los requerimientos calóricos para el precalentador y el calentador

glicol/glicol y para el intercambiador gas/glicol. SOLUCIÓN: 1. d2 = 5040*TZQg/P*((δg/(δl- δg))*CD/dm)1/2

δg = 2.7*0.67*1015/(560*0.865) = 3.79 lb/pie3 dm = 125 micras T = 560oR P = 1015 psia Qg = 98 MMpcsd Tr = 560/376 = 1.49 Pr = 1015/609 = 1.52 Z = 0.865 δl = 70 lb/pie3 (densidad del glicol)

d2 = 5040*560*0.865*98/1015*((3.79/(70-3.79))*0.852/125)1/2 = 68.2 pulg. Respuesta: Se debe usar un diámetro interno del contador de 72 pulg.

2. Porcentaje mínimo de TEG

Wi = 63 lb/MMpcs (Fig. 8-1) Wo = 7 lb/MMpcs → TR = 32oF @ 1015 psia (Fig. 8-1) ΔW = 63-7 = 56 lb/MMpcs (cantidad de agua removida). ΔW/Wi = 56/63 = 0.889 (Fracción de agua removida). De la fig. 8-8 se obtiene que el porcentaje mínimo de TEG requerido para obtener un ΔW/Wi de 0.889 es de 97%.




3. Eficiencia Teórica del Proceso = 25%

1 etapa teórica = 4 etapas reales En la planta de regeneración la Tmáx = 400oF por el efecto corrosivo del glicol; es por eso que en este ejercicio se tomará un rango entre 350-380oF. En la siguiente tabla se muestra la concentración de TEG a la temperatura repectiva:

T (oF) % TEG

350 98

380 99

Tomando un promedio , %TEG = 98.5, de la tabla 8-10, la temperatura del recalentador es 353oF. Al no usarse gas de despojamiento, el porcentaje de TEG está entre 98 y 99%. El gas de despojamiento permite aumentar la concentración sin incrementar la temperatura. La Figura 8-14, en la cual 2 etapas teóricas = 8 etapas reales, nos permite remover la cantidad de agua requerida, con una tasa de glicol igual a 3 gal/lb de agua removida. Q = 3 gal/lb * 56 lb/MMpcs * 98 MMpcs/día * 1 día/24 horas * 1 hora/ 60 minutos Q = 11.4 gpm de TEG. Estimar el trabajo del rehervidor. q = 862 BTU/gal (Tabla 8-1) q = 862 BTU/gal * 11.4 gal/min * 60 min/hora = 590 MBTU/hora Usar 750 MBTU/hr (Suponiendo una pérdida calórica del 27%)

4. Calcular los requerimientos calóricos de los intercambiadores de calor. PRECALENTADOR GLICOL/GLICOL: TEG rico → T1 = 110oF (Temperatura del Contactor) T2 = 200oF Composición del glicol pobre (98.5% sale del acumulador e ingresa al contador) Base de cálculo = 1 galón de glicol pobre. WTEG = 0.985 * 70 lb/pie3 * pie3/748gal = 9.22 lb TEG/galón de glicol pobre %WH2O = 100-%WTEG = 100-98.5 = 1.5% WH2O = 0.015 * 70 lb/pie3 * pie3/748gal = 0.140 lb H2O/gal de glicol pobre




COMPOSICIÓN DEL GLICOL RICO: Base de cálculo = 1 galón de glicol rico WTEG = 9.22 lb TEG/gal de glicol pobre Tasa de circulación de glicol = 3 gal/lb de agua removida (Véase cálculo en el punto 2) W*H2O = 0.140 + 1 lb H2O removida / 3 galones de glicol pobre W*H2O = 0.473 lb H2O/gal de glicol pobre WGlicol Rico = WTEG + W*H2O = 9.22+0.4773 = 9.693 lb Wt concentración TEG = 9.22/(9.22+0.473) = 0.951 = 95.1% RATA DE FLUJO DEL GLICOL RICO (Wrico) Wrico = (9.22 + 0.473) lb/gal * 11.4 gal/min * 60 min/hr = 6630 lb/hr TRABAJO CALORÍFICO DEL GLICOL RICO (qrico) EN EL PRECALENTADOR: Cp(95.1% TEG) = 0.56 @ 110oF (Fig. 8-15) = 0.63 @ 200oF Cp(prom) = 0.60 BTU/ lb*oF Qrico = 6630 lb/hr * 0.6 BTU/lb*oF * (120-110)oF = 358 MBTU/hr

INTERCAMBIADOR GLICOL/GLICOL (CALENTADOR) Glicol rico: T1 = 200oF T2 = 300oF Glicol Pobre: T3 = 353oF T4 = ?




REQUERIMIENTO CALORICO DEL GLICOL RICO (EN EL CALENTADOR) Cp(95.1% TEG) = 0.63 @ 200oF (fig. 8-15) = 0.7 @ 300oF Cp(prom) = 0.67 BTU/lboF qrico = 6630 lb/hr * 0.67 BTU/lboF * (300-200)oF = 440 MBTU/hr RATA DE FLUJO DEL GLICOL POBRE (Wpobre) Wpobre = 11.4 gal/min * 70 lb/pie3 * 1pie3/7.48 gal * 60 min/1hr = 6401 lb/hr Para hallar T4 Asumimos T = 250oF Tprom = (353 + 250) / 2 = 302oF Cp(prom)(98.5% TEG) = 0.67 BTU/lboF (fig. 8-15) qpobre = Wpobre*Cp*(T4-T3) qpobre = -qrico T4 = T3 – qrico/(Wpobre*Cp(prom)) T4 = 353 - 444000/(6401*0.67) = 249oF PRECALENTADOR GLICOL/GLICOL : Glicol pobre = T4 = 249oF T5 = ? Asumimos T5 = 175oF Tprom = (249+175)/2 = 212oF Cp(prom)(98.5% TEG) = 0.61 BTU/lboF (fig. 8-15) qpobre = Wpobre*Cp*(T4-T5) qpobre = -qrico T5 = T4 – qrico/(Wpobre*Cp(prom)) T5 = 249 - 358000/(6401*0.61) = 157oF → Esta temperatura es menor que la temperatura

Máxima permitida por el fabricante de la Bomba (210oF).

REQUERIMIENTO CALORICO DEL INTERCAMBIADOR GAS/GLICOL: Glicol pobre: T1 = 157oF T2 = 110oF Cp(98.5% TEG) = 0.57 @ 157oF (fig. 8-15) = 0.53 @ 110oF Cp(prom) = 0.55 BTU/lboF qpobre = 6401*0.55*(110-157)oF = -165 MBTU/hr




PLANTA DE DESHIDRATACION DEL GAS NATURAL CON DESECANTE SÓLIDO

(Ejemplo 8-2 del libro de Stewart)

Realice el diseño preliminar de una deshidratadora de gas natural que utiliza

SORBEADS"R" como desecante sólido, la cual funciona con dos (2) torres idénticas

que tienen ciclos de ocho (8) horas (Véase e! diagrama de flujo anexo).

Datos del problema.

Caudal

50 MMpcsd

Peso molecular

17.4

Densidad

1.7 lb/pie3

Presión de operación

600 psia

Temperatura de operación

110°F

Punto de rocío de entrada

100 °F

Humedad deseada a la salida

1 ppm H2O

Viscosidad

0.01 cp

Calcular: 1) Peso y volumen del desecante sólido por ciclo. 2) Diámetro y altura de las dos (2) torres rellenas con el desecante sólido. 3) Requerimiento calórico para la regeneración del desecante sólido por ciclo. 4) Requerimiento calórico para el enfriamiento del desecante sólido por ciclo 5) Carga calórica del calentador del gas de regeneración (en Btu/hr). 6) Carga calórica del enfriador del gas de regeneración (en Btu/hr).

SOLUCIÓN DEL PROBLEMA;

Con el punto de rocío al agua del gas a la entrada de la torre ,100° F, y la presión

de operación ,600psia, en la gráfica de McKetta-Wehe(Figura 8-1), para estas

condiciones encontramos la humedad del gas.

W= 90 1b H20/MMpcs.

Cantidad de Agua Adsorbida.

Para este ejemplo se considera un ciclo de adsorción de 8 horas, seguido de un ciclo

de regeneración con 3 horas de calentamiento y 3 horas de enfriamiento forzado (más

2 horas de enfriamiento natural),

Cantidad de agua adsorbida

8/24*50MMpcs*90 lbH2O/MMpcs =1500 lbH2O/ ciclo.




NOTA: La humedad del gas a la salida de torre es muy baja (l ppm) ; por tanto, se considera que el porcentaje de remoción de agua es de 100%.

Cantidad de Sólido desecante.

Debido al menor costo relativo del desecante sólido, para este ejemplo se va a utilizar Sorbead “R”.De la tabla 8-3 obtenemos las características para este sólido desecante: Carga de agua que remueve = 6 Ib H2O/100 lb desecante = 0.06 lb H2O/lb desecante. Densidad a granel = 49 Ib/ pie3

a. Masa del sólido desecante.

ms = antede

antede

lblbOlbH

OlbHsec

sec2

2 25000/06.0

1500 (1)

b. Cálculo del volumen de desecante.

3

3

sec

sec 510/49

25000pie

pielb

lbV

antede

antede

s desecante (2)

CÁLCULOS DE LA TORRE. De la Figura 8-19 se obtiene el valor de la velocidad superficial (Vm), es decir, la velocidad máxima permisible del gas dentro de la torre sin el sólido desecante. A una presión de operación de 600 psia el valor de la velocidad superficial es 55 ft/min De la ecuación 8-2, asumiendo Z = 1.0 tenemos.

22 lg4.2826600*55

0.1*570*50*3600 pud (3)

d2 = 53.7 pulg = 4.65 pies La altura del sólido desecante es:

piespie

pie

d

V

A

VL ss

s 30)4/65.4*(

510

4/ 22

3

2

(4)

La caída de presión es función del tamaño y la forma del sólido desecante, al igual que de la velocidad superficial. En la pág 216 del libro de Stewart aparecen los diferentes tamaños y formas de los sólidos desecantes más usados. De la ecuación 8-3, asumiendo tamaño =1/8 pulg. y forma esférica, tenemos:

psiP 8.1430*)55)(7.1)(00009.0()55)(01.0)(056.0( 2 , para d = 4.65 pie (5)




Esta caída de presión es demasiado grande pues el valor recomendado se encuentra entre 5-6 psi; entonces, vamos a tomar un diámetro de la torre más grande (5.5 pies).

Aplicando la ecuación de continuidad (suponiendo que la densidad del gas permanece constante), se tiene:

2211 AVAV mm

44

2

22

2

11

dV

dV mm

2

2

1

1

2

d

d

V

V

m

m

De la anterior ecuación, despejando la Vm2 tenemos.

min/2.395.5

65.455

22

2

112 pie

d

dVV mm

Con la nueva velocidad superficial, recalculamos la longitud L utilizando la ecuación

(4) y el nuevo valor del diámetro (5.5 pies); también se calcula el nuevo valor de la

caída de presión (Ecuación 5).

Ls = 21.5pies

ΔP = 5.5 psi.

Este nuevo valor de la caída de presión está dentro de los límites recomendados.

Dejando 3 pies arriba y 3 pies abajo del lecho del sólido desecante, la longitud de

la torre es:

L = 21.5 + 6 28 pies




Calculando la razón de esbeltez para la torre, tenemos

0.55.5

28

D

L

CICLO DE REGENERACIÓN

A) Etapa de Calentamiento Calor suministrado para calentar la torre con el lecho húmedo/ciclo

Desecante = 25000 lb *(350-110)oF*0.25* = 1520000 Btu.

Torre = 53000 lb*(350-110)oF*0.12** = 1520000 Btu. Para evaluar el calor requerido por el agua, primero calculamos el calor de des-absorción latente.

Agua = 1500 lb*1100 Btu/lb***= 1650000 Btu

Luego el calor sensible- Utilizamos la temperatura promedio de la torre, porque a esta temperatura se garantiza que la mayoría del agua ha sido arrastrada por el gas.

Agua = 1500 lb * (230-100)oF* 1**** = 2OOOOOBtu. Se asume un 10 % de perdidas al medio ambiente.

Calorrequerido = 4870000 * 1.1 = 5360000Btu




NOTAS:

* La capacidad calorífica del desecante a T promedio = (350+110)/2 = 230oF es: 0.25 Btu/lboF (Tabla 8-3).

** La capacidad calorífica del acero es 0.12 Btu/lboF (Dato del problema).

*** Calor de des-absorción del agua, proporcionado por el distribuidor del desecante (1100 Btu/lbm).

**** La capacidad calorífica del agua líquida. B). Etapa De Enfriamiento Calor removido de la torre con lecho seco/ciclo.

Desecante = 25000 lb * (350-110)oF*0.25* = 1500000 Btu.

Torre = 53000 lb * (350-110)oF*0.12** = 1520000 Btu. Se asume un 10 % de perdidas al medio ambiente. Calorrequerido = 3020000 *1.1 = 3320000Btu. CALENTADOR DEL GAS DE REGENERACIÓN El calentador(horno) entrega gas a una temperatura de 400°F el cual intercambia calor

en estado estacionario con la torre a una temperatura promedio de 230oF; por tanto, la

masa del gas de regeneración que circula por la torre será:

ciclolbFlbBtu

cicloBtum

ocalentador /49400/64.0*)230400(

/5360000

El gas de regeneración se calienta desde 110oF hasta 400oF, entonces, la carga calorífica en el calentador es: QH = 49400(400 - 110)*0,62 = 8900000Btu/ciclo Para el diseño, se toma como pérdida al medio ambiente un 25 % y se asume que el calentador funciona durante 3 horas del ciclo de regeneración. Entonces, QH = 8900000 * 1.25 / 3 = 3710000Btu / hr ENFRIADOR La carga calórica del enfriador es calculada bajo la suposición de que todo el agua es condensada durante la primera media(l/2) hora de las 3 horas del ciclo de calentamiento. gasregeneración = 49400 * (230-1 l0)°F* 0.61 / 3 = 1.205000Btu/ hr Agua = 1500/6 *(ll57-78)/ 0.5 = 3.237000Btu / hr NOTAS: a) 1157 Btu/lb corresponde a la entalpía del vapor saturado a 230oF.




b) 78 Btu/lb corresponde a la entalpía del líquido saturado a 110oF. c) 0.61 Btu/lboF es el valor de la capacidad calorífica del gas de regeneración a la temperatura promedio (230 +110)/2= 170oF. Se asume un 10 % de perdidas al medio ambiente. Calorrequerido = 4442000 * 1.1 = 4886000Btu / hr




5.3. ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL (Capitulo 7 del libro de Stewart)

Además de hidrocarburos pesados y vapor de agua, el gas natural frecuentemente contiene otros componentes que deben ser removidos, tales como el CO2, el H2S y otros compuestos de azufre como los mercaptanos, los cuales son componentes que requieren ser removidos completa o parcialmente del gas natural. El CO2, el H2S y otros compuestos de azufre presentes en el gas natural agrio son conocidos como gases ácidos, los cuales pueden generar graves problemas de corrosión tanto en los equipos de producción como de transporte de gas. En los Estados Unidos, la permisibilidad de gases ácidos en los gases naturales es de 2 a 3% de CO2 y de 4 ppm para el H2S. Los requerimientos actuales para algunas ventas pueden variar dependiendo de las negociaciones entre el vendedor y el comprador.

ENDULZAMIENTO

Endulzamiento es el término que se le aplica al proceso de remoción de gases ácidos tales como CO2, H2S y otros compuestos de azufre presentes en el gas natural. El principio de este proceso es neutralizar los gases ácidos bien sea por procesos físicos o químicos. Además, el proceso en sí requiere una fase de regeneración en donde se recupera el compuesto de endulzamiento, convirtiendo el sistema en un proceso cíclico, esto con fines económicos. En los procesos físicos, el endulzamiento del gas natural se hace mediante adsorción o absorción de los gases ácidos. Los procesos químicos se llevan a cabo mediante reacciones químicas, las cuales pueden ser reversibles y en ellas se regenera el compuesto de endulzamiento mediante la aplicación de calor para separar los gases ácidos de él, e irreversibles en las cuales el compuesto de endulzamiento se regenera mediante procesos de oxidación.

PROCESOS DE ENDULZAMIENTO

Los procesos utilizados en el endulzamiento del gas natural son seleccionados de acuerdo al gas ácido que se quiera remover y al grado de separación. Para eso hay que tener en cuenta los siguientes tipos de separación:

1. Se desea separar sólo H2S.

ENDULZA

MIENTO

P T

REGENERA

CION

P T




2. Se desea separa H2S y otros compuestos de azufre. 3. Se desea separar sólo CO2. 4. Se desea separar todos los gases ácidos.

Para las dos primeras separaciones se emplea lecho sólido tales como: esponja de Hierro, oxido de zinc o mallas moleculares, siempre y cuando las concentraciones de estos gases ácidos sea baja (< 300 ppm); si las concentraciones son altas se utiliza LOCAT. Para la separación del tipo 3 se utiliza carbonato de potasio y para la separación de tipo 4 se utilizan las aminas. ADSOCION MEDIANTE LECHO SÓLIDO Una capa fija de partículas sólidas puede ser usada para remover gases ácidos mediante reacciones químicas o enlace iónico; la corriente de gas fluye a través del lecho el cual remueve los gases ácidos y los atrapa dentro de él. Esponja de Hierro: La esponja de hierro usa la reacción química del oxido férrico con H2S para endulzar corrientes de gas. 2Fe2O3 + 6H2S → 2Fe2S3 + 6H2O La reacción requiere la presencia de agua levemente alcalina y de temperatura por debajo de 110F. Para regenerar el oxido férrico, el sulfuro férrico se oxida con aire para producir sulfuro y regenerar el oxido férrico. Por último, el azufre se oxida a anhídrido sulfuroso. 2Fe2S3 + 3O2 → 2Fe2O3 + 6S S2 + 2O2 → 2SO2 En este último caso, el proceso de regeneración debe hacerse con gran cuidado debido a que la reacción con el oxígeno es exotérmica. Mallas Moleculares: El proceso de malla molecular usa sólidos cristalinos fabricados sintéticamente para remover impurezas del gas. La estructura cristalina de los sólidos provee un material sólido muy poroso con todos los poros exactamente del mismo tamaño. Dentro de los poros, la estructura cristalina crea un gran número e cargas polares llamadas zonas activa. Las moléculas polares del gas, tales como H2S o agua, entran en los poros formando un débil enlace iónico en las zonas activas, mientrs que las moléculas no polares tales como los hidrocarburos parafínicos no se enlazan en las zonas activas. Las unidades de malla molecular pueden deshidratar el gas a la vez que lo endulzan. Oxido de Zinc: Este proceso es similar al de esponja de hierro. Usa un lecho sólido de oxido de zinc granular para reaccionar con H2S. ZnO + H2S → ZnS + H2O




SOLVENTES QUIMICOS Los procesos con solvente químico usan una solución acuosa de una base débil para que reaccionen químicamente y absorba los gases ácidos en la corriente de gas natural. Procesos con Amina: Las aminas por tener propiedades básicas son muy reactivas con CO2 y H2S y forman fuertes enlaces químicos.

Sistemas de Monoetanolamina(MEA): MEA es una amina primaria, es un compuesto estable y en ausencia de otros químicos no sufre degradación o descomposición a temperatura mayores a su punto de burbuja normal. MEA reacciona con HO2 y H2S como sigue:

SRNHSHRNH T

2322 )()(2

HSRNHSHSRNH TO

)(2)( 3223

RRNHCOONHCORNH TO

322 )(2

Estas reacciones son reversibles al cambiar la temperatura del sistema. Si la reacción con CO2 se hace por debajo de 245F se produce oxazolidone-2 que consume MEA del proceso. Para regenerar MEA, el MEA rico se calienta por encima de 245F y a 10 psig, por lo que se desprenden los gases ácidos presentes en el vapor.

Sistemas con Dietanolamina (DEA): DEA es una amina secundaria, es una base más débil que MEA cuyos sistemas no sufren típicamente los mismos problemas de corrosión. DEA tiene menos perdida de vapor y requiere menos calor para regenerarlo. DEA reacciona con H2S y CO2 como sigue:

SNHRSHNHR T

22222 )(2

SHNHRSHSNHR TO

222222 2)(

222222 RNCOONHRCONHR TO

Estas reacciones son reversibles al elevar la temperatura. Los productos de degradación de reacciones son COS y CS2, y pueden ser regenerado en un regenerador.

Sistemas con Diglicolamina(DGA): Es una amina primaria, reacciona con los gases ácidos igual que MEA. Los productos de degradación de reacciones con COS y CS2 pueden ser regenerados en un regenerador.

Sistemas con Diisopropanol amina (DIPA): Es una amina secundaria usada en SHELL. Reacciona con CO2 y H2S igual que MEA pero el COS puede ser removido más fácilmente y el sistema es no corrosivo y requiere menos calor de entrada.




PROCESO CON CARBONATO DE POTASIO CALIENTE Este proceso utiliza carbonato de potasio para remover CO2 y H2S. Lo hace mejor con presión parcial de CO2 en un rango de 30-90 psi.

32232 22 KHCOOHCOCOKCONPARCIALDEALTAPRESIO

32322 KHCOKHSSHCOKSHNPARCIALDEALTAPRESIO

Las reacciones se hacen reversibles al reducir la presión parcial del componente ácido. Las reacciones son reversibles basada en las presiones parciales de los gases ácidos. El K2CO3 puede también reaccionar reversiblemente con COS y CS2. PROCESOS CON SOLVENTE FISICO Estos procesos se basan en la solubilidad del H2S y/o CO2 dentro del solvente, o en las reacciones químicas entre el gas ácido y el solvente. Los procesos con solvente físico deben ser considerados bajo las siguientes circunstancias par el endulzamiento del gas:

1. Presión parcial de los gases ácidos en la entrada es 50 psi o mayor. 2. La concentración de hidrocarburos pesados en la alimentación es baja. O sea,

la corriente de gas es pobre en propano y en hidrocarburos más pesados. 3. Solamente se requiere remover gases ácidos. 4. Se requiere selectivamente remover de H2S.

Los solventes más usados son carbonato de propileno, sulfinol, selexol, y rectisol, usados por diferentes empresas en diferentes condiciones.

SELECCIÓN DEL PROCESO Cada uno de los tratamientos de endulzamiento tiene sus ventajas relativas a los otros para ciertas aplicaciones; sin embargo, en la selección del proceso apropiado se deben considerar los siguientes factores:

1. El tipo de contaminantes ácidos presentes en la corriente de gas. 2. Las concentraciones de cada contaminante y grado de remoción deseada. 3. El volumen de gas para ser tratado y la temperatura y presión en la cual el gas

está disponible. 4. La viabilidad de recuperación del azufre elemental. 5. La remoción selectiva de uno o más de los contaminantes sin remover los

otros. 6. La presencia y cantidad de hidrocarburos parafínicos pesados y aromáticos en

el gas. Las figuras 7-11 a 7-14 pueden ser usados como herramienta para hacer una selección inicial del proceso potencial a utilizar. Las gráficas permiten una primera escogencia de un grupo de procesos candidatos potenciales que podrían ser luego




investigados para determinar cual es el más económico para un grupo de condiciones dadas. Para seleccionar un proceso, determine la rata de flujo, temperatura, presión, concentración de los gases ácidos en el gas de entrada, y concentración permitida de gases ácidos en la corriente de salida. Con esta información, calcular la presión inicial de los componentes ácidos. PPi = XiPt Donde PPi = presión parcial del componente i, psia Pt = Presión del sistema, psia Xt = fracción molar del componente i Luego, se determina si una de las cuatro situaciones siguientes es requerida y posteriormente usar la guía apropiada:

Remoción de CO2 sin H2S presente

Remoción de H2S sin CO2 presente

Remoción de CO2 y H2S

Remoción selectiva de H2S con CO2 presente PROCEDIMIENTO DE DISEÑO PARA UNIDADES DE ESPONJA DE HIERRO: El procedimiento de esponja de hierro generalmente usa un solo recipiente que contiene el oxido férrico hidratado. La línea de gas de entrada debe tener drenajes para la muestra de gas, medidor de temperatura, medidor de presión, y otra para un jet de inyección de metanol, agua o inhibidores. El gas es introducido dentro de la sección superior del recipiente (figura 7-3) en un distribuidor y un ascendente de descarga. Lo que causa que el gas se invierta al flujo descendente y provee un flujo más uniforme a través de la capa, minimizando el potencial para canalización. El soporte de las capas de oxido férrico hidratado es una combinación de un plato soporte de metal pesado y perforado y un soporte de cuarzo. Este material puede consistir en un trozo de tubería dentro de protectores y secciones de 2 o 3 pulgadas de tubería de diámetro pequeño. Esto provee un soporte para la esponja. El gas sale del recipiente en el fondo a través de la pared externa. Este arreglo minimiza la entrada de partículas. Adicionalmente un cono filtro debe ser incluido en la línea de salida. Esta línea debe también tener un drenaje de presión y un drenaje para toma de muestras. El recipiente es generalmente hecho de acero al carbón que ha sido tratado con calor. Un control en la dureza del metal es requerido debido al potencial de cracking por la tensión al azufre. La velocidad superficial del gas a través de la esponja de hierro es normalmente limitada a un máximo de 10 pies/minuto en condiciones de flujo actual para




promover contacto apropiado con la capa y proteger contra excesivas caídas de presión. Así, el diámetro mínimo del recipiente es dada por: d2

min = 360QgTZ/P Ec 7-18 Donde: dmin = diámetro mínimo requerido del recipiente, pulg Qg = rata de flujo del gas, MMpcsd T = temperatura de operación, R Z = factor de compresibilidad P = presión de operación, psia Una rata máxima de remoción de 15 granos de H2S/min/pie2 de la sección transversal de la esponja es también recomendada para permitir la disipación del calor de reacción. Este requerimiento también establece un diámetro mínimo requerido, el cual es dado por: d2

min = 5.34*106Qg (MF) Ec 7-19 donde: dmin = diámetro mínimo requerido del recipiente, pulg Qg = rata de flujo del gas, MM pcsd MF = fracción molar de H2S El tamaño mayor de los diámetros calculados por las ecuaciones 7-18 o 7-19 será el diámetro mínimo del recipiente. Cualquier escogencia de diámetro igual o mayor que este diámetro será una escogencia aceptable. A velocidades superficiales del gas muy bajas puede ocurrir canalización del gas a través de la capa. Así, se prefiere un límite en el diámetro del recipiente como: d2

max = 1800QgTZ/P Ec 7-20 donde: dmax = diámetro máximo recomendado para el recipiente, pulg. Un tiempo de contacto de 60 segundos es considerado un mínimo al escoger un volumen de la capa. Un gran volumen puede ser considerado, ya que esto extendería la vida de la capa y así extendería el tiempo de ciclo. Asumiendo un tiempo mínimo de contacto de 60 segundos, alguna combinación de diámetro de recipiente y altura de la capa que satisfaga la siguiente condición es aceptable: d2H >= 3600QgTZ/P Ec 7-21 donde: d = diámetro del recipiente, pulg H = altura de la capa, pies Al seleccionar combinaciones aceptables, la altura de la capa debería ser menor que 10 pies para remoción de H2S y 20 pies para remoción de mercaptano. Esta altura producirá suficiente caída de presión para asegurar una distribución de flujo apropiada sobre la sección entera. Así el tamaño de recipiente correcto será uno que tenga una altura de capa menor que 10 pies (20 si se va a remover mercaptano) y un diámetro de recipiente entre dmin y dmax.




La esponja de hierro es normalmente vendida en U.S. por bushel. El volumen en bushels puede ser determinado de la siguiente ecuación una vez las dimensiones de la capa son conocidas: Bu = 4.4*10-3d2H Ec 7-22 Donde Bu = volumen, bushels La cantidad de oxido de hierro que es impregnado en las capas de madera es normalmente especificada en unidades de libras de oxido de hierro (Fe2O3) por bushel. Los grados comunes son 9, 15 o 20 lb Fe2O3/bushel. El tiempo del ciclo es determinada de la siguiente ecuación: Tc = 3.14*10-8Fe*d2He/QgMF Ec 7-23 Donde: tc = tiempo de ciclo, días Fe = contenido de esponja de hierro, lb Fe2O3/bushel e = eficiencia (0.65 a 0.8) MF = fracción molar de H2S El material de esponja de hierro es normalmente especificado para tener una distribución de tamaño con 0% retenido en 16 mesh, 80% entre 30 y 60 mesh, y 100% retenido en 325 mesh. Esto es obtenido con un contenido de humedad de 20% por peso y un pH de 10. Debido a que es necesario para mantener las mayores condiciones alcalinas, mecanismos deben ser incluidas en el diseño para añadir agua y soda cáustica. PROCEDIMIENTOS DE DISEÑO PARA SISTEMAS CON AMINA Los tipos de equipos y los métodos par diseñar el sistema, es similar para MEA y DEA ABSORBEDOR DE AMINA El absorbedor de amina usa un contador de flujo a través de la torre para simular mezclas entre la solución de amina y el gas pobre. Típicamente, diámetros de torre pequeños usan empaques de acero limpio, mientras que grandes torres usa bandejas de acero limpio. Para sistemas que usan las concentraciones de solución y cargas recomendadas, una torre con 20 a 24 bandejas es normal. Variaciones en las concentraciones de solución y de carga puede requerir más investigaciones para determinar el número de bandejas. En un absorbedor con bandejas la amina cae de una bandeja a otra debajo en la misma manera que el liquido en el estabilizador de condensado. Las burbujas de gas suben a través del liquido y crea una espuma que debe ser separada del gas antes de que alcance la parte inferior de la próxima bandeja.




Comúnmente, el absorbedor de amina incluye una sección separadora integral de gas en el fondo de la torres. Este separador sería de igual diámetro que la torre. El gas entra en la torre pasaría a través de un eliminador de niebla y luego pasa por una chimenea. El propósito del separador es remover el agua y los hidrocarburos líquidos que han entrado con el gas para proteger la solución de amina de contaminación. Alternadamente, un recipiente separador puede ser proveído para reducir el peso de la torre. Este recipiente sería diseñado de acuerdo con las normas de diseño de un separador de dos fases. Para los sistemas con MEA con un gran flujo de gas, un separador debería ser considerado en la salida de gas dulce. La presión de vapor de MEA es tal que el separador puede ser de ayuda para reducir perdidas de MEA en el gas dulce. Sistemas con DEA no requieren de separadores debido a que la presión de vapor de DEA es muy baja. RATAS DE CIRCULACION DE AMINA Las ratas de circulación para sistemas de amina pueden ser determinadas de las ratas de flujo del gas ácido al seleccionar una concentración de solución y un carga de gas ácido. Las siguientes ecuaciones pueden ser usadas: LMEA = 112Qg*MF/(cδAL) Ec 7-24 LDEA = 192Qg*MF/(cδAL) Ec 7-25 Donde LMEA = Rata de circulación de MEA, gpm LDEA = Rata de circulación de DEA, gpm Qg = Rata de flujo del gas, MMpcsd MF = Fracción de gas ácido total en la entrada del gas, moles de gas ácido/mol de gas a la entrada c = Fracción de peso de la amina, lb de amina/lb de solución δ = densidad de la solución, lb/gal a 60F AL = carga de gas ácido, mol de gas ácido/mol de amina Para el diseño, las siguientes concentraciones de solución y de carga son recomendados para proveer un sistema efectivo sin un exceso de corrosión: MEA: C = 20 wt %, AL = 0.33 moles de gas ácido/mol de MEA DEA: C = 35 wt % AL = 0.5 moles de gas ácido/mol de DEA Para las concentraciones recomendadas las densidades a 60F son: 20% MEA = 8.41 lb/gal = 0.028 mol de MEA/gal 35% DEA = 8.71 lb/gal = 0.029 mol de DEA/gal Usando esos límites de diseño, las ecuaciones 7-24 y 7-25 pueden ser simplificadas a : LMEA = 201Qg*(MF) LDEA = 126Qg*(MF)




La rata de circulación determinada con esas ecuaciones sería incrementada en un 10 a 15% para suplir un exceso de amina.

EJEMPLOS

UNIDAD DE ESPONJA DE HIERRO. Ejemplo 7-1. del libro de Stewart

. Diseñar la unidad de esponja de hierro. (Véase Fig. 7-3) para un gas que presenta las condiciones mostradas en al siguiente tabla de datos:

Caudal 2 MMpcsd


H2S 19 ppm

Presión 1200 psig

Temperatura 100oF.

1. Se calcula el diámetro mínimo para la velocidad del gas: d2

min = 360QgTZ/P (Ec. 7-18) para condiciones de 100F y 1200 psig Z = 0.85 d2

min = 360*2*560*085/1.215 = 16.8 pulg 2. Se calcula el diámetro mínimo para remoción de compuestos de S d2

min = 5.34*106Qg*(MF) (Ec. 7-19) d2

min = 5.34*106*2*(19/1000000) = 14.2 pulg 3. Se calcula el diámetro mínimo para prevenir canalización: d2

max = 1800QgTZ/P (Ec. 7-20) d2

max = 1800*2*560*0.85/1215 = 37.6 pulg. El diámetro debe de estar entre 16.8 pulg y 37.6 pulg. 4. Se escoge el tiempo de ciclo para un mes: Tc = 3.14*10-8Fe*d2He/QgMF, (Ec. 7-23) , asumiendo Fe = 9 y despejando: d2H = (30*2*(19/1000000)) / ((3.14*10-8)*9*0.65) = 6.206 Se calcula H para los d más conocidos y se escoge aquella combinación de d y H que cumplan más con la altura mínima del lecho (entre 10 y 20).




d pulgadas

H pies

18 19.2

20 15.5

22 12.8

24 10.8

30 6.9

36 4.8

El d más aceptable fue el de 30 pulg., porque se escoge una altura (H) de lecho de 10 pies (se remueve solamente H2S). 5. Se calcula el volumen de la esponja de hierro: Bu = 4.4*10-3d2H (Ec. 7-22)

Bu = 4.4*10-3*302*10 = 39.6 bushels.

PARAMETROS ESPECIFICOS PARA DEA Ejemplo 7-2 del libro de stewart

Dado un gas con las siguientes condiciones:

Caudal 100 MMpcsd


Presión 1000 psig

Temperatura 100oF

CO2 a la entrada 4.03%

CO2 a la salida 2%

H2S a la entrada 19 ppm

H2S a la salida 4 ppm

CD 0.689

1. Mostrar si una unidad de DEA es una selección aceptable para el proceso. 2. Determinar la rata de circulación usando 35wt% de DEA y una AL = 0.5 mol de gas

ácido por mol de DEA. 3. Determinar diámetro y altura para la torre de contacto con DEA. 4. Determinar la carga calórica del re-hervidor. Solución: La figura 7-4 muestra el diagrama de flujo de un sistema de endulzamiento con amina. 1. Selección del proceso:




Entrada total de gas ácido = 4.03+0.0019 = 4.032%

Pgas acido en la entrada= 1015*4.032/100 = 40.9 psia Salida total de gas ácido = 2% Pgas ácido a la salida = 1015*2/100 = 20.3 psia De la figura 7-12 para remover CO2 y H2S, los procesos posible son aminas, sulfinol o carbonatos. La selección más común para esta aplicación es una unidad de DEA por ser menos corrosiva y más económica que la MEA. 2. Calcular rata de circulación de DEA: LMEA = 192Qg*MF/(cδAL) (Ec. 7-25) LMEA = 192*100*0.04032 / (0.35*8.71*0.5) = 508 gpm 3. Calcular el tamaño de la torre: d2 = 5040*(TZQg/P)* ((δg/(δl-δg))*CD/dm)1/2 (Del volumen 1 del libro de Stewart) a través de la ecuación de estado se tiene: δg = 2.7*0.67*1015 / (560*0.84) = 3.9 lb/pie3 δl = 8.71 lb/gal = 65.1 lb/pie3 d2 = 5040*(560*0.84*100/1015)* ((3.9/(65.1-3.9))*0.689/150)1/2 = 63.2 pulg. Usar torre con diámetro interior de 72 pulg y 24 bandejas. 4. Determinar la carga calórica del re-hervidor: Usando 1000 Btu/gal de solución pobre (pág. 174). q = (1000 Btu/gal de solución pobre)(508 gpm)(60 min/hr) = 30.5 MM Btu/hr

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