Edulzamiento del Gas – Parte 1: Comparación de Aminas

El Sulfuro de Hidrógeno, así como del Dióxido de Carbono son los principales constituyentes nocivos frecuentemente presentes en el gas natural, gas sintético, y varias corrientes provenientes de refinerías.   Estos componentes del gas deben se removidos para la prevención de la corrosión en los gasoductos y los equipos de procesos y por razones de salud y seguridad. La Referencia [1] proporciona los niveles actualmente aceptables para estos contaminantes en las corrientes del gas natural. La remoción del sulfuro de hidrógeno es también frecuentemente importante para la producción de azufre, el cual es aplicado para la fabricación del ácido sulfúrico y los fertilizantes. La remoción del es también importante para su captura y secuestro, así como para la recuperación mejorada del petróleo.

En el tratamiento del gas natural existen varias alternativas para la remoción de de los gases ácidos. Soluciones acuosas de las alkanolaminas son las de mayor frecuencia [1]. El proceso de alkanolaminas se caracteriza como  “transferencia de masa aupada por reacción química” en el cual los gases ácidos reaccionan directamente o mediante un mecanismo de amortiguación de base ácida incorporando una alkanolamina para formar especies iónicas no-volátiles.  Mayor detalle sobre este tratamiento de los gases agrios, se detalla en las referencias [1-4]

Varias alkanolaminas han sido empleadas para la remoción de los gases acidos de las corrientes de gas. En este estudio solo una amina primaria, la monoetanolamina (MEA), una secundaria dietanolamina (DEA), y una terciaria metildietanolamina (MDEA) son considerados. MEA posee la mayor reactividad, mientras que el MDEA la mayor selectividad.

En este PDM estudiaremos y compararemos el rendimiento de estas tres aminas por la simulación de un simplificado diagrama de flujo de proceso para la remoción del H2S y el CO2 de un gas agrio. Las concentraciones del H2S y el CO2  en el gas dulce, tasa de circulación de la solución de amina, carga térmica del re-hervidor, pérdidas de aminas, potencia de bombeo, y la carga térmica del intercambiador rico-pobre de aminas (HEX) se calculan y se grafican para un rango amplio de tasas de vapor de agua requeridos para la regeneración de las soluciones ricas. En adición, éstas tasa optimizadas y variables correspondientes de de diseño son determinadas y reportadas.

Caso en Estudio:

Para el propósito de ilustración, consideramos el endulzamiento de .416×106 std m3/d (50 MMPCSD) de un gas agrio con la composición, presión, y temperatura presentada en la Tabla 1. La formulación  de algoritmos de simulación (software) Promax [5] con el paquete de propiedades “Amine Sweetening – PR” fue aplicado para lograr todos los cómputos.

Tabla 1. Composición de la corriente alimentadora, caudal volumétrico, y condiciones

Se efectuaron los siguientes supuestos/especificaciones:

Columna Contactora

  1. a.     El gas agrio de alimentación es saturado con vapor de agua
  2. b.     Número de etapas teóricas = 8
  3. c.     Diferencial de presión = 35 kPa (5 lpc)
  4. d.     Temperatura de la corriente de aminas pobre =  Temperatura del gas agrio + 5.5  (10)

Columna Regeneradora

  1. a.     Número de etapas teóricas  = 11 (excluyendo  condensador and re-hervidor)
  2. b.     Temperatura de la corriente alimentadora rica = 98.9  (210)
  3. c.     Presión de la corriente alimentadora rica = 245 kPa (35 lpc)
  4. d.     Temperatura del Condensador = 48.9  (120)
  5. e.     Diferencial de Presión = 35 kPa (5 lpc)
  6. f.      Presión de Fondo = 138 kPa (20 lpcm)
  7. g.     Carga Térmica Re-Hervidor = “ Relación de Vapor de Agua”  especificada (“Steam Ratio”) por la tasa de circulación  (Ver Tabla 2)

Intercambiadores de Calor

  1. Diferencial de presión enfriador amina pobre  = 21 kPa  (3 lpc)
  2. b.     Presión lateral rico  = 41 kPa (6 lpc)
  3. c.     Presión lateral pobre  = 35 kPa (5 lpc)

Bomba

  1. a.     Presión de Descarga = Presión de alimentación del gas agrio + 35 kPa (5 lpc)
  2. Eficiencia  = 65 %

Tasa de Circulación y Concentración de la Amina Pobre

  1. a.     Variado para cumplir con la carga teórica de la solución rica indicada en la Tabla 2

Válvula de Expansión de la Solución Rica

  1. a.     Ciada presión en primera válvula de expansión (vlve 100) = 6310 kPa (915 lpc)
  2. b.     Diferencial de Presión en la segunda válvula de expansión (vlve 101) = 303 kPa (44 lpc)

Un diagrama de flujo de proceso simplificado para este caso  se presenta en la Figura [1]

Tabla 2. Concentración de amina especificada, carga ejemplar solución rica gas agrio, y relaciones de vapor de agua [6]

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso para una unidad de endulzamiento de aminas [6]

Resultados y Discusiones

Basado en la descripción y especificaciones presentadas en la sección previa, el Diagrama de Flujo de Proceso en la Figura 1fue simulado aplicando el Promax `5]. Esta simulación fue efectuada para las relaciones de vapor presentadas en la Tabla 2.  Para cada relación de vapor y cada amina, la concentración del H2S and COen el gas dulce, tasa de circulación de la amina pobre, carga térmica re-hervidor,  la reposición de la amina pobre para compensar las pérdidas debido a la vaporización del tope de las columnas contactora y re-hervidora, y gas de despojo del separador son calculados. La variación de estas propiedades como función de la tasa de vapor de agua son presentadas en las Figuras 2 al 8.

Figura 2. Contenido H2S Gas Dulce vs. tasa de vapor

Figura  3. Contenido del CO2 vs  tasa de vapor 

Las figures 2 y 3 presentan la variación de la concentración del  H2S and CO2  en el gas dulce como función del caudal de la corriente para el MEA, DEA, y el MDEA. La Figura 2 también indica el caudal mínimo de vapor requerido para lograr las especificaciones del H2S de 4 PPM para los gasoductos de transmisión. Debe ser reconocido que para la misma concentración del H2S en el gas dulce, el MDEA requiere la menor tasa de vapor. La Figura 3 indica que tanto el MEA, así como el DEA efectúan mejor remoción para el CO2 que el MDEA. Por cuanto el MDEA requiere la menor tasa de vapor, es la amina preferida para la selectiva remoción del H2S.

La tasa actual de circulación como function del caudal de vapor se presenta en la Figura 4 para el MEA, DEA, y el MDEA. La Figura 4 indica que el MDEA requiere la mínima tasa de regeneración. Adicionalmente, el caudal circulatorio del MDEA es mucho menor que el de las otras dos Aminas. Esto se observa porque el MDEA posee mayor concentración (menor cantidad de agua) y puede igual reflejar una mayor carga permisible del gas ácido en la solución rica (refiérase a la Tabla 2) comparado con el MEA o DEA.

La carga térmica del re-hervidor como función del caudal de vapor (de agua) es presentado en la Figura 5 para el MEA, y el DEA. La Figura 5 indica que el MDEA requiere la menor carga térmica debido a su mínima tasa de circulación.

La Figura 6 presenta la reposición de aminas como función del caudal de la tasa de vapor para las tres aminas. Esta figura muestra que el MEA refleja la mayor tasa de vaporización, y el DEA el menor. Las pérdidas del MDEA se ubica entre la MEA, y DEA, por cuanto el punto de ebullición normal del MDEA se ubica entre el MEA y el DEA (refiérase a la Tabla 2). Debe ser notado que esta pérdida no incluye la difusión mecánica del tope del contactor.  Ésta pérdida de vaporización de amina del tope de la columna regeneradora fue prácticamente descartable para las tres aminas. Las pérdidas de difusión (mecánicas) son mucho mayores que las de vaporización.

Las Figuras 7, y 8 presentan la potencia de bombeo y la carga térmica del intercambiador de calor rico-pobre como función del caudal de vapor para las tres aminas respectivamente. Estas dos figuras también indican que el MDEA requiere la menor potencia de bombeo, así como de carga térmica debido a su reducida tasa de circulación.

Figura 4. Cuadal de circulación vs tasa de vapor de agua

Figura 5. Carga Térmica del Regenerador vs caudal del vapor 

Figura 6. Pérdidas totales de las aminas vs caudal de vapor  

Figura 7. Potencia de bombeo vs caudal de vapor

Figura 8. Carga térmica del intercambiador Rico-Pobre 

Condicón Optima

Para cada amina el caudal optimizado de vapor de regeneración requerido para lograr el contenido del H2S del gas dulce de 4 PPM fue determinado y los parámetros correspondientes son calculados y presetnados en las Tablas 3 y 4.

Tabla 3. Parámetros optimizados para las tres Aminas

La Tabla 4 indica que la carga térmica optimizada para el regenerador del DEA, y el MDEA se ubican dentro de los lineamientos previstos por el Volumen de Datos de la GPSA  [3]; sin embargo ésta carga para el MEA es menor que los citados lineamientos. De acuerdo a la Publicación GPSA, la carga térmica varía con las relaciones de reflujo del tope del regenerador, temperatura de la solución alimentadora rica al regenerador, mas la temperatura de esta unidad.  En este caso los mismos valores de las citadas variables fueron aplicadas para las tres aminas. Para una comparación detallada de cada amina, deben ser seleccionados  estas variables optimizadas.

Tabla 4. Comparación de la Carga Térmica con la Publicación de la GPSA

Conclusiones:

Basado en los resultados obtenidos para este caso en estudio del PDM, pueden ser arrojadas las siguientes conclusiones:

  1. 1.     EL MDEA es selectiva en la remoción del H2S y permite el deslizamiento de cierto caudal del CO2 (Figuras 2 and 3).
  1. Para el contenido especificado del H2S en el gas dulce, la regeneración del MDEA requiere:
    1. El menor caudal de regeneración con vapor (carga térmica).
    2. La  menor potencia de bombeo.
    3. La menor carga térmica del intercambiador (HEX) rico-pobre.
  2. Las pérdidas de vaporización del MDEA se ubica entre el  MEA y  DEA.
  3. Pérdidas por vaporización de las aminas del tope de la columna regeneradora son prácticamente cero.
  4. Las pérdidas de difusión (mecánica) son mucho mayores que las pérdidas de vaporización.
Para informarse adicionalmente sobe casos similares y como minimizar los problemas operacionales sugermios su asistencia a nuestras sesiones G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery), G4 (Gas Conditioning and Processing), PF81 (CO2 Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), and PL4 (Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems).

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By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por; Dr. Frank E. Ashford

Reference:

  1. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.
  2. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules, 9th Edition, 1st Printing, Editors Hubbard, R. and Snow –McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
  3. GPSA Engineering Data Book, Section 21, Volume 2, 13th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.
  4. Moshfeghian, M., Bell, K.J., Maddox, “Reaction Equilibria for Acid Gas Systems, Proceedings of Lawrence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma, 1977
  5. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2014.
  6. Sour Gas Processing Training Manual, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2014.

 

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