DERECHOS RESERVADOS

REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD RAFAEL URDANETA
FACULTAD DE INGENIERIA
ESCUELA QUÍMICA
EVALUACIÓN DEL SISTEMA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA DE
LA PLANTA LGN I UBICADA EN EL COMPLEJO PETROQUÍMICO EL
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
TABLAZO
S
TRABAJO ESPECIAL DE GRADO PRESENTADO COMO REQUISITO
PARA OPTAR AL TÍTULO DE INGENIERO QUÍMICO
PRESENTADO POR:
ROMERO PÉREZ, Pavlov Andrés
C.I. 14.136.774
Maracaibo, Septiembre de 2005
i
REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD RAFAEL URDANETA
FACULTAD DE INGENIERIA
ESCUELA QUÍMICA
EVALUACIÓN DEL SISTEMA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA DE
LA PLANTA LGN I UBICADA EN EL COMPLEJO PETROQUÍMICO EL
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
TABLAZO
S
TRABAJO ESPECIAL DE GRADO PRESENTADO COMO REQUISITO
PARA OPTAR AL TÍTULO DE INGENIERO QUÍMICO
ROMERO PÉREZ, Pavlov Andrés
C.I. 14.136.774
Maracaibo, Septiembre de 2005
ii
Este jurado aprueba el Trabajo Especial de Grado titulado EVALUACIÓN
DEL SISTEMA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA DE LA PLANTA LGN
I DEL COMPLEJO PETROQUÍMICO EL TABLAZO” que el bachiller
ROMERO PÉREZ, Pavlov Andrés C.I. 14.136.774 presenta optar al título
de Ingeniero Químico.
Maracaibo, Septiembre de 2004
Jurado Examinador:
______________________
Ing. Wilberto Hernández
DO
A
V
R
Tutor Académico
E
ES
R
S
O
RECH
C.I.
S
DE
__________________
________________
Jurado
Jurado
_________________
_________________________
Ing. Oscar Urdaneta.
Ing. Edinson Alcántara
C.I. 4.520.200
C.I. 3.453.064
Dir. Escuela de Ing. Química
Decano de la Facultad de Ingeniería.
iii
DEDICATORIA
Este trabajo está dedicado a aquellas personas que comparten sus
enseñanzas incondicionalmente sin la necesidad de fortalecer sus egos
con sus conocimientos.
Pavlov Romero
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
iv
AGRADECIMIENTO
A todas las personas que hicieron posible la culminación de la
carrera profesional, y en especial a:
ü A la vida, a la que muchos llaman Dios.
ü A mis padres por brindarme todo el apoyo cuando más lo necesitaba.
ü A mi familia por ayudarme en los momentos más difíciles.
ü A la URU por dar la oportunidad a que muchos estudiantes puedan
graduarse.
ü Al director Oscar Urdaneta por su inagotable interés de querer elevar el
DO
A
V
R
E
RES
nivel académico y ser ejemplo dentro de la Universidad.
S
O
H
C
E
DER
A mis amigos por ser como son.
S
ü A Pequiven por permitir la realización de esta tesis en sus instalaciones.
ü
v
ROMERO PÉREZ, Pavlov Andrés C.I. 14.136.774 Evaluación del Sistema
de Endulzamiento con Amina De La Planta LGN I Ubicada en El Complejo
Petroquímico El Tablazo. Trabajo Especial de Grado. Maracaibo.
Universidad Rafael Urdaneta, Facultad de Ingeniería, Escuela de Química,
Septiembre de 2005.
Resumen
El presente trabajo tiene como objetivo Evaluar el Sistema de
Endulzamiento con Amina de la Planta LGN I ubicada en el Complejo
Petroquímico El Tablazo. Por diseño, este sistema tiene una capacidad
máxima de remoción ácida de 11.42% para una corriente de gas etano de
14.2MMPCED. El CO2 es el principal componente indeseable del proceso
debido a su gran capacidad de generar sub-compuestos altamente
corrosivos como el ácido carbónico (H2CO3) y el bicarbonato de sodio
(HCO3-). Para el logro de los objetivos planteados en la investigación se
recolectó toda la información bibliográfica necesaria que sustenta los
análisis de resultados elaborados en la presente investigación. Así mismo,
se elaboró una simulación rigurosa mediante el programa Aspen Plus, INC.
basado en las condiciones de diseño de los equipos, es decir, cuando el
sistema está en su máxima capacidad operativa. Una vez recolectado los
datos operacionales reales del sistema se introducen al simulador y se
obtienen como resultado los parámetros óptimos operacionales en que
debería funcionar el sistema; las desviaciones obtenidas con respecto a los
valores de diseño indican la existencia cuellos de botellas en algún punto
del proceso, por ende, es preciso detectarla oportunamente para evitar que
surjan problemas de mayor magnitud. Los resultados obtenidos indican
que existen problemas en distintas áreas de la planta, sobre todo en los
equipos ubicados aguas abajo del sistema lo cual trae como consecuencia
la disminución en la capacidad de remoción de CO2 generando grandes
pérdidas económicas a la Gerencia encargada de supervisar este sistema.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
vi
Abstract
ROMERO PÉREZ, Pavlov Andrés. C.I. 14.136.774. Evaluation of the
Sweetening System by Amine of Plant LGN I located in the Petrochemical
Complex El Tablazo . Special Work of Degree. Maracaibo. Rafael
Urdaneta University. Faculty of Engineering, Chemistry School. September,
2005.
The main objective of this work is to Evaluate the Sweetening
System by Amine of Plant LGN I located in the Petrochemical Complex El
Tablazo . By design, this system has a maximum acid removal capability of
11.42% for an ethane gas flow of 14.2 MMPCED. The CO2 is the main
undesirable component of the process due to its big capability to generate
highly corrosive sub-compounds such as carbonic acid (H2CO3) and
sodium bicarbonate (HCO3). To achieve the objectives raised in the
research, all the necessary bibliographic information was collected to
support the results of the analysis made in this investigation. Also, a
rigorous simulation was run through the Aspen Plus, INC. Software, based
on the design conditions of the equipment, namely, when the system is at
its maximum operative capacity. Once the real operational data of the
system was collected, it was introduced to the simulator and, as a result, it
was obtained the optimum operational parameters in which the system
should operate; the obtained deviations regarding the design values
indicate the presence of bottlenecks at certain point of the process,
therefore, it is required its detection opportunely to avoid the appearance of
greater problems. The obtained results indicate that there are problems at
different places of the plant, especially in the equipment located
downstream the system, which cause the diminution of the CO2 removal
capability generating great economic losses to the Management in charge
of supervising this system.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
vii
ÍNDICE GENERAL
Portada.................................................................................................i
Hoja de Presentación ...........................................................................ii
Hoja de Firma .......................................................................................iii
Dedicatoria ...........................................................................................iv
Agradecimiento.....................................................................................v
Resumen ..............................................................................................vi
Abstract
.....vii
Índice general .......................................................................................viii
DO
A
V
R
E
RES
S
Índice figuras .......................................................................................xiii
S
O
H
C
E
DER
Índice de gráficas y anexos ..................................................................xvii
Índice de tablas ....................................................................................xiv
Introducción..........................................................................................18
CAPÍTULO I: PROBLEMA DE LA INVESTIGACIÓN..........................19
1.1.- Planteamiento del Problema ..................................................19
1.2.- Formulación del Problema......................................................22
1.3.- Objetivo General .....................................................................23
1.3.1.- Objetivos Específicos...................................................23
1.4.- Justificación e importancia de la Investigación ......................24
1.5.- Delimitación Espacial y Temporal ...........................................25
CAPÍTULO II: MARCO TEÓRICO .......................................................26
2.1.- Antecedentes ..........................................................................27
viii
2.2.- Fundamentos Teóricos ...........................................................29
2.2.1.-Gas Natural...................................................................29
2.2.1.1.- Concepto de Gas Natural ....................................30
2.2.1.2.- Importancia del Gas Natural ................................30
2.2.1.3.- Composición del Gas Natural ..............................33
2.2.1.4.-Terminología Utilizada para Identificar al Gas
Natural ...............................................................................34
2.2.1.5.-Composición Típica del Gas Natural en
Distintas Áreas de Venezuela............................................36
2.2.1.6.- Gas Ácido ............................................................37
DO
A
V
R
E
RES
S
2.2.1.7.-Endulzamiento del Gas Natural ............................38
S
O
H
C
E
ERSolventes Químicos .....................................................41
D2.2.2.2.2.1.8.-Contenido de Gas Ácido en el Gas Tratado .........40
2.2.2.1.- Aminas.................................................................41
2.2.2.2.- Solventes Químicos con Aminas .........................42
2.2.2.3.- Comparación entre los Tipos de Amina...............43
2.2.2.4.- Di-Glicol-Amina (DGA).........................................43
2.2.2.5.- Especificaciones de la Diglicolamina (DGA)........46
2.2.3- Sistemas de Endulzamiento .........................................46
2.2.3.1.1- Separador..................................................48
2.2.3.1.2.- Absorbedor ...............................................49
2.2.3.1.3.- Tanque de Venteo ....................................49
2.2.3.1.4.- Intercambiadores de Calor .......................50
2.2.3.1.5.- Regenerador.............................................50
ix
2.2.3.1.6.- Acumulador de Reflujo .............................51
2.2.3.1.7.- Rehervidor ................................................51
2.2.3.1.8.- Recuperador (Reclaimer) .........................52
2.2.3.1.9.-Tanque de Abastecimiento ........................52
2.2.3.1.10.-Filtros.......................................................52
2.2.3.2.- Factores que se deben Considerar en el
Funcionamiento de los Sistemas de Endulzamiento .........53
2.2.3.2.1.- Impurezas en el Gas de Alimentación ......56
2.2.3.2.2.- Cantidades de CO2 a ser Removidos .......56
2.2.3.2.3.- Especificaciones del Gas Tratado ...........57
DO
A
V
R
E
RES
S
2.2.3.2.4.- Corrosión ..................................................57
S de Construcción ......................59
2.2.3.2.5.Materiales
O
H
C
E
DER 2.2.3.2.6- Formación de Espuma...............................60
2.2.4.- Descripción del Proceso de LGN-I...............................61
2.2.5.-Parámetros de Diseño Operacionales ..........................65
2.2.5.1.- Volúmenes y Caudales de Diseño.......................65
2.2.5.2.-Temperaturas .......................................................66
2.2.5.3.-Presiones..............................................................67
2.2.6.- Simulación de Procesos...............................................68
2.2.6.1.- Concepto de Simulación de Procesos .................68
2.2.6.2.- Importancia de la Simulación de Procesos.........69
2.2.6.3.- Simulador Aspen Plus 11.1 .................................69
2.2.6.3.1.- Modelos Termodinámicos ...........................71
2.2.6.3.2.- Ecuaciones de Estado.................................72
x
2.2.6.3.3.-Coeficientes de Actividad .............................74
2.2.7.- Operacionalización de las Variables ............................79
2.2.8.- Definición de Términos Básicos...................................80
CAPÍTULO III: MARCO METODOLÓGICO
3.1.- Tipo de Investigación
. 83
3.2.- Diseño de la Investigación
. 83
3.3.- Técnicas e Instrumentos de Recolección de Datos
. 85
3.4.- Fases Metodológicas
86
3.4.1.- Recolección de las Especificaciones de Diseño
de los Equipos Fase I)
S
O
H
C
E
ER (Fase II)
DRigurosa
..ADO
V
R
RESE
S
. 86
3.4.2.- Elaboración de un Modelo de Simulación
. 86
3.4.2.1.- Recopilación de Datos para las corrientes y
Equipos
.. 87
3.4.2.2.- Diseño del Diagrama de Proceso
.. 87
3.4.2.3.- Definición de las Unidades de Trabajo
.. 91
3.4.2.4.- Selección del Modelo Termodinámico
... 91
3.4.2.4.1.- Especificaciones de la Solución
... 92
3.4.2.4.2.- Reacciones de las Constantes de
Equilibrio
92
3.4.2.4.3.- Coeficientes de actividad iónicas,
molecular, y especies químicas del solvente
para fases de separación y cálculos de
xi
reacciones. Solubilidad de gases bajo la ley
de Henry
93
3.4.3.- Análisis de los Resultados y Validación (Fase III)..... 94
CAPÍTULO IV. RESULTADOS DE LA INVESTIGACIÓN
4.1.- Validación de la Simulación
.. 97
4.1.1.- Columna Absorbedora V-15
...97
4.1.2.- Columna Despojadora V-16
...98
4.1.3.- Intercambiador de Calor E-22
4.2.- Identificación de Desviaciones y Cuellos de Botellas
S
O
H
C
E
R
DE
RECOMENDACIONES
CONCLUSIONES
BIBLIOGRAFÍA
APÉNDICE Y ANEXOS
DO
A
V
R
E
RES
99
S
.. 117
. 138
. 140
.. 142
. 144
xii
ÍNDICE DE FIGURAS
FIGURA No. 2.1.- Sistema de Endulzamiento con Amina de la Planta
LGN I ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo
... 66
FIGURA No. 3.1.- Diagrama de Proceso del Sistema de
Endulzamiento con DGA
..91
FIGURA No. 3.2.- Especificaciones de la Solución
.93
FIGURA No. 3.3.- Reacciones de las Constantes de Equilibrio
94
FIGURA No. 3.4.- Solubilidad de Gases bajo la Ley de Henry
. 95
DO
A
V
R
E
RES
FIGURA No. 4.1.- Diagrama de Proceso del Sistema de
S
O
H
C
E
R
DE
Endulzamiento con DGA
..
S
... 112
xiii
ÍNDICE DE TABLAS
TABLA No. 2.1.- Composición del Gas Natural
. 33
TABLA No. 2.2.- Composición Típica del Gas Natural en Distintas
Áreas de Venezuela
... 36
TABLA No. 2.3.- Condiciones de Entrada del Gas Condiciones de
Entrada del Gas al Sistema de Endulzamiento LGN I de Pequiven
. 38
TABLA No. 2.4.- Especificaciones de la Diglicolamina
TABLA No. 2.5.- Operacionalización de Variables
47
DO
A
V
R
E
RES
S
... 81
TABLA No. 3.1.-Modelo de Operaciones Unitarias Utilizados en los
S
O
H
C
E
R
DE
Diglicolamina
equipos que conforman el Sistema de Endulzamiento con
..
90
TABLA No. 4.13.- Resultados de la Columna Absorbedora V-15
114
TABLA No. 4.14.- Resultados de la Columna Despojadora V-16
115
TABLA No. 4.15.- Resultados del Intercambiador de Calor E-22
116
TABLA No. 4.16.- Datos Tomados en Campo. Intercambiador de
Calor E-25
.. 131
TABLA No. 4.17.- Caída de Presión desde el H2-A/B hasta el V-22
132
TABLA No. 4.18.- Datos Tomados en Campo. Intercambiador de
Calor E-21
................133
TABLA No. 4.19.- Datos Tomados en Campo. Presión de Operación
de los Hornos H2-A/B
.. 133
TABLA No. 4.20.- Columna Absorbedora V-15 a distintas
xiv
concentraciones de amina
.. 135
TABLA No. 4.21.- Columna Despojadora V-16 a distintas
concentraciones de amina
..
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
136
S
xv
ÍNDICE DE GRÁFICAS
GRÁFICA No. 4.1-a/b Flujo de Amina Pobre a V-15
.. 117
GRÁFICA No. 4.2-a/b Temperatura de Amina Pobre en V-15
. 118
GRÁFICA No. 4.3-a/b Presión de la Columna V-16
.. 120
GRÁFICA No.4.4.-a/b Temperatura Tope del V-16
121
GRÁFICA No. 4.5-a/b Temperatura en los Hornos H2-A/B
.. 122
GRÁFICA No. 4.6-a/b Niveles en los Hornos H2-A/B
..
GRÁFICA No. 4.7-a/b Nivel del Acumulador de Reflujo V-17
GRÁFICA No. 4.8-a/b Nivel del tanque de Venteo V-22
DO
A
V
R
E
RES
GRÁFICA No. 4.9.- Concentración de la Diglicolamina
S
O
H
C
E
DER
GRÁFICA No. 4.11-a/b Flujo de Etano Tratado
GRÁFICA No. 4.10-a/b Flujo de Etano no Tratado
.. 124
.. 125
S
126
..... 127
.... 128
. 129
GRÁFICA No. 4.12.-Pérdidas de solución en el tanque de
Almacenamiento V-22
.. 134
xvi
INDICE DE ANEXOS Y APÉNDICE
ANEXO 1. HOJAS DE ESPECIFICACIONES DE LOS EQUIPOS
APÉNDICE A. RESULTADOS DE LAS CORRIENTES
APÉNDICE B DIAGRAMA DE PROCESO
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
xvii
INTRODUCCIÓN
PEQUIVEN S.A. filial de Petróleos de Venezuela S.A. (P.D.V.S.A.),
es una empresa venezolana productora y comercializadora de productos
petroquímicos en el mercado venezolano e internacional. Como empresa
integrada participa en todas las áreas del negocio, desde el desarrollo de
materias primas para la petroquímica básica hasta la colocación de
productos y servicios de alta calidad a sus clientes. En este sentido,
atiende el desarrollo de una amplia gama de productos, agrupados en tres
unidades de negocio: olefinas y plásticos, fertilizantes y productos
industriales.
La Planta LGN I ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo
OS
D
A
V
R
SE de la alimentación está
E
corriente de 165 MMSCFD. LaRcomposición
S
Opor Metano (71,1%); Etano (13,8%), Propano
H
C
E
conformado
en
su
mayoría
R
DE
está diseñada para recuperar etano, propano y butano y gasolina de una
(6.8%), CO2 (3%), otros componentes (5.3%). El proceso consiste en la
extracción de líquidos por condensación de la corriente de gas natural a
temperaturas bajas y presiones muy altas. La baja temperatura requerida
para la condensación se produce enfriando el gas de alimentación
deshidratado, por medio del intercambio de calor con dos corrientes; una
de estas corrientes refrigerantes es propano. La otra corriente, es el gas
residuo frío, que queda después de la extracción del líquido, la expansión y
la
desmetanización
del
gas
de
alimentación.
Después
de
la
desmetanización, el etano, propano, butano y gasolina se separan por
fraccionamiento convencional. El proceso se puede resumir en 7 etapas:
Deshidratación, Extracción, Desmetanización, Expansión y Compresión,
Separación, Tratamiento y Deshidratación de Etano y Almacenaje.
El
etano que sale del desetanizador, tiene una cantidad considerable de
dióxido de carbono, por lo que es necesario tratarlo para que cumpla las
especificaciones.
18
El dióxido de carbono y el etano tienen propiedades químicas muy
similares, por lo que no es posible separarlos mediante mecanismos físicos
de separación, como la destilación. El dióxido de Carbono es separado del
gas natural por medio de una reacción química exotérmica utilizando un
solvente en contracorriente llamado Diglicolamina. Los requerimientos
mínimos del gas etano exigidos por la Planta Olefinas debe estar
comprendido en un rango menor a 1000ppm. Cualquier desviación de los
parámetros de diseño en cualquiera de los equipos que integran el Sistema
de Endulzamiento con Amina puede afectar la capacidad de remoción de
CO2 que tiene proceso.
La presente investigación está dividida en 4 partes: El Capítulo I,
OS
D
A
V
R
un breve explicación justificando el motivo
por la cual se quiere resolver. El
SE
E
R
S
Oteóricos relacionados con el tema de estudio e
H
Capítulo II, trataE
aspectos
C
R
DE
describe aspectos detallados del problema, sus causas, consecuencias y
investigaciones que se han realizado en años anteriores. El Capítulo III,
explica de manera secuencial y detallada la forma sistemática de cómo se
va resolver el problema y las herramientas que se utilizarán para ello. El
Capítulo IV, es la fase más importante de la tesis donde se mostrarán los
resultados obtenidos y el análisis del mismo. Por último, se muestran las
recomendaciones
y
conclusiones
de
forma
clara
y resumida.
19
CAPÍTULO I: PLANTEAMIENTO Y FORMULACIÓN
S
DEL PROBLEMA
RVADO
DERE
SE
E
R
S
CHO
PEQUIVEN
Capítulo I: El Problema
CAPÍTULO I
EL PROBLEMA
1.1.- Planteamiento del Problema
En los últimos años, la industria química y petroquímica se ha visto
en la necesidad de adaptarse a las recientes innovaciones tecnológicas
invirtiendo cuantiosas sumas de dinero en tecnologías de punta para estar
a la altura de las exigencias del mercado.
Es muy importante para
cualquier industria realizar evaluaciones periódicas a sus equipos para
DO
A
V
R
E
RES
S
determinar si funcionan de forma eficiente ó si por el contrario, requieren
S
O
H
C
E
ER
D
En la actualidad, existen novedosos programas de computación
ser mejorados o cambiados.
capaces de simular cada una de las etapas de los procesos que operan
en las industrias.
El Aspen Plus es un software de simulación muy
utilizado debido a su fácil adaptación para cualquier proceso y es una
herramienta muy útil para evaluar el funcionamiento de los equipos
ubicados en las distintas áreas operacionales del sistema.
La Planta LGN I ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo
posee una unidad de endulzamiento de gas etano capaz de procesar
14.2MMPCED de etano con un contenido máximo de CO2 de 11.41%.
Estos sistemas están diseñados para remover los componentes ácidos
transportados en el gas natural, a través de procesos muy específicos
19
Capítulo I: El Problema
requiriendo de soluciones y aditivos muy especiales. Los Sistemas de
Endulzamiento eliminan los componentes ácidos del gas natural, por lo
general, dióxido de carbono y sulfuro de hidrógeno, sin dejar aún lado
otros componentes ácidos secundarios como: COS y CS2 que pueden
dañar notablemente las soluciones utilizadas para endulzar el gas natural
Martínez (p8 1995). El sulfuro de hidrógeno es un compuesto mucho más
indeseable que el dióxido de carbono debido al grado de toxicidad
presente en el mismo.
Afortunadamente, el gas natural utilizado para alimentar la planta
LGN I transporta muy pocas cantidades de sulfuro de hidrógeno, sin
DO
A
V
R
E
RES
S
embargo, posee concentraciones considerables de dióxido de carbono
S
O
H
C
E
DER
dulce o tratado debe estar dentro de las especificaciones requeridas, para
capaz de provocar severos daños al sistema y al medio ambiente. El gas
ello debe cumplir con algunas normas de calidad que regulan las
cantidades máximas de componentes ácidos permitidos. Igualmente, los
desperdicios generados durante el proceso de endulzamiento están
regulados por leyes gubernamentales ambientales destinados a controlar
los límites de exposición máximos permisibles para estos compuestos.
Para alcanzar la máxima eficiencia de remoción de estos ácidos, los
equipos involucrados en el proceso deben funcionar en óptimas
condiciones operacionales, de lo contrario, se pueden incurrir en costos
innecesarios de mantenimiento y operación. Es necesario realizar
evaluaciones periódicas al sistema de endulzamiento para poder
identificar posibles desviaciones y cuellos de botellas que, si no son
20
Capítulo I: El Problema
tratados
oportunamente,
pueden
generar
problemas
de
mayor
envergadura, tales como:
•
Gas dulce o tratado fuera de especificación
•
Corrosión generalizada en distintas áreas del sistema.
•
Pérdidas de la solución por arrastre o degradación.
•
Excesiva demanda energética.
•
Altas concentraciones de ácidos en la solución.
•
Presencia de Espuma.
•
Daños severos a equipos.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Estos factores afectan considerablemente la capacidad de
remoción de componentes ácidos del sistema, y en algunos casos,
pueden ocasionar paros generales de la planta; generando mayores
costos operativos y de mantenimientos afectando la rentabilidad de la
planta.
La situación expuesta con anterioridad señala la ausencia de un
mecanismo de evaluación apropiado para el Sistema de Endulzamiento
con Aminas de la Planta LGN I ubicada en complejo Petroquímico el
Tablazo, lo cual resulta ser un gran obstáculo para la implementación de
medidas de control eficientes que permitan disminuir eventos inesperados
e indeseables que tanto ponen en riesgo la seguridad laboral de la planta.
21
Capítulo I: El Problema
1.2.- Formulación del Problema
La producción de etano del Sistema de Endulzamiento con Amina
de la Planta LGN I ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo juega
un papel importante en la economía de otras Plantas adyacentes. Por lo
tanto, es necesario realizar una evaluación rigurosa a todos los procesos
involucrados en el sistema para garantizar un suministro continuo y
adecuado de etano producto. Para ello, se hace necesario disponer de
un programa de simulación con la finalidad de identificar posibles
desviaciones y cuellos de botellas existentes en las áreas operacionales
del sistema.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
22
Capítulo I: El Problema
1.3.- Objetivos De La Investigación
1.3.1.- Objetivo General
Evaluar el Sistema de Endulzamiento de Amina de la Planta LGN I
ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo.
1.3.2.- Objetivos Específicos
•
Realizar un levantamiento de las especificaciones de diseño de los
OS
D
A
V
R
I ubicada en el complejo Petroquímico
SE El Tablazo.
E
R
S
O rigurosa en estado estacionario a partir de
H
Ejecutar E
unaC
simulación
R
E
D
las especificaciones de diseño del Sistema de Endulzamiento con
equipos del Sistema de Endulzamiento de Amina de la Planta LGN
•
Amina de la Planta LGN I ubicada en el complejo Petroquímico El
Tablazo.
•
Validar los resultados de la simulación rigurosa del Sistema de
Endulzamiento con Amina de la Planta LGN I ubicada en el
Complejo Petroquímico El Tablazo.
•
Identificar desviaciones y
cuellos de botellas del Sistema de
Endulzamiento de la Planta LGN I ubicada en el complejo
Petroquímico El Tablazo.
23
Capítulo I: El Problema
1.4.- Justificación E Importancia De La Investigación
Una Simulación Rigurosa aplicada al Sistema de Endulzamiento
con Amina de la Planta LGN I del Complejo Petroquímico El Tablazo
proporcionará las herramientas necesarias para identificar oportunamente
las posibles desviaciones y cuellos de botellas capaces de ocasionar
problemas de mayor envergadura en las áreas operativas de la planta. Al
tener mayor control sobre las variables de proceso se puede disminuir la
vulnerabilidad de los equipos (sobretodo los ubicados en áreas aguas
DO
A
V
R
E
RES
S
abajo del proceso) a sufrir daños ocasionados por los componentes
S
O
H
C
E
DER
realizar costosos paros de planta causadas por las ineficiencias presentes
ácidos del gas natural. Esto reduciría enormemente la necesidad de
en cualquier área del proceso.
Así mismo, el incremento en la capacidad de endulzamiento del
sistema con amina asegurará el suministro continuo y seguro de gas
natural a la planta olefinas ubicada en el Complejo Petroquímico el
Tablazo dentro de las especificaciones requeridas (C2H6<1000ppm CO2 ).
Por otra parte, la utilización de un simulador en la evaluación
permite al operador examinar las diferentes áreas del sistema de manera
segura y confiable, en distintas condiciones, sin la necesidad de
trasladarse al campo laboral o realizar paros de planta. Así mismo, los
resultados obtenidos
en
la
evaluación permitirán
establecer los
parámetros óptimos de rendimiento de los equipos cuya aplicación
24
Capítulo I: El Problema
minimizará enormemente los costos operativos y de mantenimientos que
tanto inciden en la rentabilidad de la planta. Esto permite que los procesos
generen un producto dentro de las especificaciones requeridas al menor
costo y tiempo posible.
Todos estos elementos justifican la aplicación de una Evaluación
del Sistema de Endulzamiento de Amina de la Planta LGN I ubicada en el
Complejo Petroquímico El Tablazo cuyos aportes no solamente están
enfocados hacia las industrias químicas y petroquímicas sino para servir
de fundamento en futuras investigaciones.
DO
A
V
R
E
RES
1.5.- Delimitación Espacial Y Temporal
S
O
H
C
E
ER
D
La presente investigación
S
se llevó a cabo en el Sistema de
Endulzamiento de Amina de la planta LGN I ubicada en el complejo
Petroquímico El Tablazo durante el lapso comprendido entre febrero y
septiembre de 2005.
25
Capítulo II: Marco Teórico
OS
D
A
V
R
CAPÍTULO II: R
MARCO
SE TEÓRICO
E
S
O
H
C
E
R
DE
PEQUIVEN
26
Capítulo II: Marco Teórico
CAPÍTULO II
MARCO TEÓRICO
2.1.- Antecedentes
Para la realización de este proyecto se requirió de la consulta de
diversas investigaciones para poder entender con mayor profundidad el
tema objeto de estudio.
En este sentido cabe destacar a Ferrer M. (2004) quien realizó un
estudio para optar al título de Ingeniero Químico en la Universidad Rafael
Urdaneta titulado
DO
A
V
R
E
RES
S
Optimación de la Operación del Sistema de
S
O
H
C
E
DER
de la Planta PVC II del Complejo Petroquímico El Tablazo
Despojamiento de Monocloruro de Vinilo (MVC) de las Aguas Residuales
cuyo principal
objetivo estuvo enfocado en minimizar el contenido de MVC de las aguas
residuales, perteneciente al área de Despojamiento de la planta de PVC II
del Complejo Petroquímico El Tablazo. La Planta de PVC II, diseñada
para producir 120.000TMA de PVC a partir del Cloruro de Vinilo (MVC). El
MVC es un gas tóxico nocivo para la salud y se hace necesario separar el
MVC de las aguas residuales por medio de la inyección de vapor. El
despojamiento de MVC se realiza en la columna despojadora CL
1D. El
trabajo de investigación se realizó mediante la simulación del proceso en
el paquete ASPEN PLUS® 11.1. Para lograr los objetivos se utilizaron, los
datos de diseño del sistema de despojamiento, así como el diagrama del
proceso. Elaborado el modelo representativo del comportamiento descrito
27
Capítulo II: Marco Teórico
en el diseño, se realizó la validación con datos de operación real, a fin de
comprobar la veracidad del programa utilizado. Validado el sistema se
analizaron una serie de datos suministrados por el departamento de
producción de la Planta de PVC II con el fin de obtener escenarios de
operación y de esta manera definir esquemas de operación óptimos al
sistema. Los resultados demuestran que el sistema de despojamiento
realiza el servicio requerido de reducir el contenido de MVC a 1 ppm, se
considera
innecesario
cambiar
las
condiciones
y
parámetros
operacionales y se propone modificar el sistema de control en cascada de
la placa orificio y su transmisor en la entrada de la columna, para reducir
DO
A
V
R
E
RES
S
los riesgos de sacar efluentes fuera de especificación que puedan afectar
S
O
H
C
E
ER
D
Igualmente, Navarro C. (2001) quien realizó un estudio para optar
a la Planta Central de Tratamiento de Efluentes del Complejo.
al título de Ingeniero Químico en la Universidad Rafael Urdaneta titulado
Simulación en Riguroso del Sistema de Amina (Urcasol) de la planta LGN
II ubicada en el Complejo Petroquímico El Tablazo cuyo principal objetivo
es la de determinar si es factible aumentar la capacidad de remoción de
CO2 del sistema utilizando otro tipo de amina como la MEA, DEA ó DGA.
Para el logro de los objetivos planteados en la investigación se realizó una
recopilación bibliográfica y además se recolectó información de diseño de
cada uno de los equipos que conforman el sistema de endulzamiento de
la planta. De igual forma se tuvo que estudiar detalladamente el modelo
termodinámico utilizado.
Por otra parte, Simancas Z. (2002) realizó un estudio para optar al
28
Capítulo II: Marco Teórico
título de Ingeniero Químico en la Universidad del Zulia titulado Modelos
de Simulación Rigurosa de las Columnas Desmetanizadora de una Planta
Purificadora de etanol cuya principal finalidad estuvo enfocada en crear
una herramienta computacional que permita la optimización continua de la
Planta Purificadora
de Etano. Para ello se desarrolló un modelo de
simulación con Aspen Plus de la sección de fraccionamiento, luego se
integró al modelo del ciclo de refrigeración y se validó con datos de
diseño. Posteriormente se realizaron simulaciones con datos de operación
obtenidos a través del sistema de información de plantas, análisis de
laboratorio y mediciones en campo donde se desarrollaron perfiles de
DO
A
V
R
E
RES
S
temperatura de las columnas desmetanizadora y desetanizadora en
S
O
H
C
E
R
DE
condición de bajo flujo de gas natural de alimentación.
2.2.- Fundamentación Teórica
2.2.1.- Gas Natural
2.2.1.1.- Concepto De Gas Natural
Son mezcla de hidrocarburos comúnmente empleados para
propósitos energéticos, por lo general, utilizados para fines domésticos e
industriales. Es conveniente aclarar que, en su composición, no aparecen
únicamente los hidrocarburos, sino también las impurezas, como el agua,
el dióxido de carbono y el sulfuro de hidrógeno. Adicionalmente, el
29
Capítulo II: Marco Teórico
personal empleado en este tipo de operaciones debe vigilar la presencia
de arena, que produce la erosión. Las parafinas y los asfaltenos se
depositan y crean problemas. Cuando el agua está en forma líquida y en
presencia de sulfuro de hidrógeno (H2S), forma ácidos que corroen las
instalaciones. El ingeniero encuentra su razón de ser en la solución de
estos problemas.
Para el profesional de la ingeniería, el gas natural no es
únicamente la mezcla de componentes parafínicos y de sus respectivas
impurezas, sino también las condiciones que aparecen en virtud de cada
uno de esos elementos contenidos en el fluido.
DO
A
V
R
E
RES
S
La presión y la temperatura a la cual se debe conducir el gas esta
S
O
H
C
E
DER
sistema, del espesor de la pared metálica de los equipos, del diámetro de
relacionada con la cantidad de líquido que se puede depositar en el
la tubería utilizado para conducir el fluido y de muchos otros aspectos
que configuran el diseño. Del conocimiento obtenido de estas variables y
del dominio en su utilización dependerá el éxito del profesional que se
dedica a profundizar en el manejo de esta información. www.gastraining.com
2.2.1.2.- Importancia Del Gas Natural
Como gas natural o gas metano, el uso más común está
relacionado con su poder energético o la cantidad de energía extraída de
un determinado caudal. En la generación de electricidad, el gas ha tenido
30
Capítulo II: Marco Teórico
efectividad y vigencia. No en todos los sitios hay la posibilidad de disponer
de energía hidráulica y, en la medida en que el hombre acaba con los
bosques la disminución del caudal de los ríos va bajando la eficiencia de
las generadoras hidráulicas. Así, ha aparecido la necesidad de utilizar el
gas
metano
como
generador
de
energía.
Según datos del año 2001 publicados por la Administración de
Información de Energía (Energy Information Administration) del gobierno
de los Estados Unidos (2005), el gas natural ha sido la materia prima de
mayor valor agregado de los hidrocarburos en la industria petroquímica. El
valor de las ventas de gas a nivel mundial, para la industria química y
DO
A
V
R
E
RES
S
petroquímica fue de 2.325.000 millones de dólares, mientras que las
S
O
H
C
E
DER
millones. Esto se compara con 570.000 millones de dólares que generó la
ventas para la industria petroquímica alcanzaron una cifra de 1.050.000
industria del petróleo en el mismo año. El gas utilizado para la industria
petroquímica produjo 420.000 millones (73,7% del total generado por el
petróleo). En estos momentos la potencialidad del gas como insumo
industrial ha crecido de manera considerable.
La conversión del gas natural en productos petroquímicos ha sido
uno de los retos del hombre durante el siglo XX. (Plásticos, tela sintética,
fertilizantes, glicoles, MTBE, el sustituto del tetraetilo de plomo en la
gasolina de motor, entre muchos otros)
Cada uno de los componentes tiene un uso específico, el metano
por ejemplo, se emplea en sustitución de la gasolina; el propano, usado
como un único componente o en combinación con el butano, conforma el
31
Capítulo II: Marco Teórico
LPG, que se expende en garrafas de diferentes tamaños, tanto para
propósitos domésticos como para el automovilismo. La gasolina natural o
gasolina blanca, tiene muchísima aceptación como solvente y se
almacena en pequeños recipientes (de un galón) para fines domésticos.
También sirve como producto base para la preparación de la gasolina de
motor.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
32
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.1.3.- Composición del Gas Natural
Tabla # 2.1
Componentes del Gas natural
Nomenclatura
Hidrocarburos
Metano
CH4
Etano
C2H6
Propano
C3H8
Butano
C4H10
Gases Ácidos
Dióxido de Carbono
CO2
Sulfuro de Hidrógeno
H2S
S
COS
O
D
A
V
R
Disulfuro de Carbono RESE
CS
S
O
ECH
RSH
DERMercaptanos
Sulfuro de Carbonilo
2
Inorgánicos
Agua
H2O
Nitrógeno
N2
Oxígeno
O2
Cloruros
NaCl
Ocasionales
Inhibidores, antiespumantes, sólidos
-
Agentes y Ácidos de fracturamientos
-
Aceites de compresores
-
Fuente: www.gas-training.com (2004)
33
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.1.4.- Terminologías Utilizadas para Identificar
al Gas Natural
La terminología utilizada para identificar el gas natural en función
de su composición es muy variada. Lo normal es identificar como tal a la
mezcla más liviana, normalmente formada por metano y etano. No
obstante, la proporción del metano en dicha mezcla es muy variable (70%
al 98%), dependiendo del yacimiento de donde proceda la corriente de
gas. Si se trata de un gas seco, la proporción del metano será muy alta,
DO
A
V
R
E
RES
S
cuando el gas procede de yacimientos asociados posee una proporción
S
O
H
C
E
R
DE
propano más (C ). Ç
significativa de componentes pesados, identificados en la industria como
+
3
El propano y los componentes más pesados presentes en el gas
natural se suelen extraer de la mezcla para formar el LPG y la gasolina
blanca. El primero se vende en garrafas y se utiliza para propósitos
domésticos, así como para el automovilismo; la gasolina blanca tiene
propósitos múltiples para usos industriales y domésticos y se utiliza como
base para la preparación de las gasolinas de motor.
Para extraer los
componentes pesados del gas natural se diseñan las plantas de gasolina
o de extracción en las cuales los componentes pesados se separan del
metano y del etano, entonces, se utiliza como gas natural.
En las plantas de extracción se ha hecho común el uso de la
tecnología puesto en vigencia para los sistemas criogénicos en los cuales
34
Capítulo II: Marco Teórico
se opera a muy bajas temperaturas. Con ello se logra una alta eficiencia
en los procesos. Los expansores han permitido utilizar la energía por
medio de un descenso en la presión. Al expandir el gas se baja la
temperatura de los fluidos, con lo cual se facilita la condensación de los
componentes pesados en las torres de fraccionamiento. Ello ha permitido
una eficiencia mucho más alta en comparación con las obtenidos por las
válvulas J-T.
Con el término GPM se identifica a la cantidad de galones de
líquido extraeidos de cada mil pies cúbicos de gas natural. Así, cuando se
habla de un GPM = 3,0 estamos diciendo que, de ese gas, se pueden
DO
A
V
R
E
RES
S
extraer 3.000 galones de líquido (71,43 bls) de cada millón de pies
S
O
H
C
E
DER
podrá apreciar la riqueza representada
cúbicos medidos en condiciones estándar (14,7 lpca y 60ºF). El lector
en cualquier corriente de
hidrocarburos en función de la composición del gas.
Obviamente, cuando se habla de 100 millones de pies cúbicos de
gas natural, con un GPM = 3,0, se está diciendo que de ese gas se
pueden extraer 7.143,0 bls de líquido, que vendidos a 15 dólares, estarían
representando un ingreso bruto de 107.145,0 dólares por día. El lector
podrá entender por qué se le llama gas rico al que contiene una alta
proporción de componentes pesados. Obviamente el gas pobre posee un
contenido muy bajo de componentes licuables. www.gas-training.com
(2004)
35
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.1.5.- Composición Típica Del Gas Natural En Distintas Áreas De
Venezuela
TABLA # 2.2
Composición Típica Del Gas Natural En Distintas Áreas De Venezuela
Componentes
Occidente
(asociado)
Guárico
(libre)
Oriente
(libre)
73.10
11.00
6.00
1.10
1.90
0.60
0.50
0.50
0.40
4.40
0.50
100.00
H2S
(6 a 20000)
Gravedad Específica
0.79848
Poder Calorífico (Btu/pie3)
1271.53
Poder Calorífico (Kcal/m3) 11314.92
90.60
2.60
1.10
0.40
0.20
0.30
0.20
0.30
0.30
4.00
100.00
50
0.65016
1059.07
9425.42
76.90
5.80
2.50
0.50
0.60
0.30
0.20
0.20
0.40
12.50
0.10
100.00
0
0.76947
1029.60
9161.75
Metano
Etano
Propano
i-Butano
n-Butano
i-Pentano
n-Pentano
Hexano
Heptano
Dióxido de Carbono
Nitrógeno
S
O
H
C
E
R
DE
Oriente
(asociada
)
75.10
8.00
4.60
0.90
1.10
0.30
0.30
0.20
0.20
9.20
0.10
100.00
0-30
0.77780
1125.52
10015.73
DO
A
V
R
E
RES
S
Costa
Afuera
(libre)
90.50
5.00
2.20
0.40
0.70
0.30
0.20
0.20
0.20
0.20
0.10
100.00
0
0.63809
1134.27
10093.61
FUENTE: Martínez (1995, P7)
36
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.1.6.- Gas Ácido
Los criterios para definir a un gas ácido varían de acuerdo a su
utilización y a las normas de calidad. Por ejemplo: un gas transportado o
destinado al consumo doméstico que contenga más de 0.25granos de
H2S por 100pies cúbicos ó 4ppm, v se considera gas ácido. Cuando el
gas natural va a ser utilizado como combustible, bien sea, para
rehervidores, calentadores o motores los parámetros máximos son
diferentes. Se pueden aceptar hasta 10 granos de H2S por 100 pies
cúbicos dependiendo del sitio donde sea utilizado considerando con
DO
A
V
R
E
RES
extremo cuidado el impacto ambiental que pudiera causar.
S
S
O
H
C
E
DER
natural. Por ejemplo, las normas CSA, específicamente, la No. 2184 para
Existen normas que definen con criterios propios lo que es un gas
tuberías, define un gas ácido como aquel que contiene más de 1 grano de
H2S/ 100 pies cúbico de gas, lo cual es igual a 16ppm (1gramo =
15.43granos).
La definición de gas ácido también se puede definir de acuerdo al
CO2 que pueda contener, el cual no es tan indeseable como el H2S.
Comúnmente, resulta muy práctico reducir el contenido de CO2 por debajo
del 2% molar. La Norma GPSA define como la calidad de una gas para
ser transportado como aquel que tiene
4 ppm de H2S; < 3% CO2 y 6 a
7 libras de agua/ 1000,0 pcn. Martínez J. (1995, p5)
37
Capítulo II: Marco Teórico
Tabla # 2.3
Condiciones De Entrada Del Gas Al Sistema De Enduzalmiento Lgn I
De Pequiven
Volumen de Gas
14.2MMSCF/D
Presión
400 Psig
Temperatura
63°F
Gravedad Específica
1.1
H2S
Nil
CO2
11.41 % Molar
Metano
0.26% Molar
Etano
86.37% Molar
Propano
1.96% Molar
DO
A
V
R
E
RES
SManual Natco (1971)
O
Fuente:
H
C
E
DER
S
2.2.1.7.- Endulzamiento del Gas Natural
El gas natural producido de un pozo de petróleo o de gas, por lo
general, contiene sulfuro de hidrógeno y dióxido de carbono en
concentraciones que pueden hacer imposible su utilización como
combustible; también puede contener otros materiales que deban ser
removidos antes de usarlo. A su vez, el gas producido con los procesos
de refinación de crudo, a menudo contienen cadenas complejas de azufre
que deben ser previamente eliminadas.
Los componentes de azufre y dióxido de carbono, son ligeramente
ácidos, por lo cual, son conocidos como gases ácidos. Además otros
38
Capítulo II: Marco Teórico
componentes tales como: los mercaptanos, disulfuro de carbono (CS2) y
el sulfuro de carbonilo (COS), se incluyen dentro de la categoría de gases
ácidos. Estos dos últimos se suelen encontrar en corrientes de gas de
productos de refinería.
Los gases ácidos pueden ser removidos del gas natural o de los
gases de refinería, utilizando plantas de amina. La cantidad de cada
componente ácido que se retire dependerá de la solución que se utilice y
del grado de acidez del gas.
El H2S es el más ácido de esta clasificación y puede ser fácilmente
removido. Por lo general, se consigue en concentraciones que van desde
DO
A
V
R
E
RES
S
unos cuantos ppm, v hasta 2% molar o volumétrico. El 2% es equivalente
S
O
H
C
E
DER
existirán 20.000 pies cúbicos de sulfuro de hidrógeno. En una planta de
a 20.000ppm, v; lo cual indica que, en un millón de pies cúbicos de gas
amina esta concentración se puede reducir a 2
4 ppm, v.
A continuación se presenta un ejemplo de la concentración en la
cual se consigue el sulfuro de hidrógeno en el gas y el nivel hasta donde
se pueden reducir los componentes ácidos en plantas de aminas.
%H2S
yiH2O
ppm, v
0.6
0.006
6.000
1.3
0.013
13.000
Fuente: www.gas-training.com (2004)
39
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.1.8.- Contenido De Gas Ácido En El Gas
Tratado
La aplicación más común en el endulzamiento, es la remoción del
H2S del gas natural antes de meterlo en la tubería. Por ello, se suele
hablar de
especificaciones de tubería
a la cantidad de gas ácido
permitido para que el gas pueda ser transportado sin peligro de corrosión.
Este nivel se ubica en 4 ppm, v equivalente a 0.25 granos por cada
100pcn.
OS
D
A
V
R
procesos de remoción de amina, remueven
SE el dióxido de carbono con
E
R
S
HO
C
E
eficiencia.E
Algunas
corrientes de gas contienen CO , pero no H S. En este
R
D
Normalmente cuando un gas contiene H2S, también lleva CO2. Los
2
2
caso, las especificaciones para tuberías aceptan entre el 2% y el 5%. La
GPSA habla de un 3% de CO2, como la cantidad permisible para ser
transportado por gasoductos.
Las
especificaciones
de
tuberías
para
otros
productos,
normalmente hablan de 80 ppm, v (aprox. 5 granos de azufre total por 100
pcn). La mayoría de los gases que contienen mercaptanos y otros
compuestos de azufre, también tienen H2S y CO2, los cuales podrían ser
removidos en plantas de amina. No obstante, es bueno dejar saber que
no todas las soluciones de amina son capaces de remover mercaptanos,
COS y CS2. Es determinante, a los efectos del diseño y la selección del
tipo de solución que se quiera utilizar, la relación en el cual está presentes
40
Capítulo II: Marco Teórico
estos compuestos de azufre con respecto al CO2. Es importante conocer
la proporción de H2S/ CO2 para poder predecir la corrosividad del sistema.
Como información general se advierte que, en el gas utilizado para
el consumo doméstico, se suelen agregar mercaptanos, en proporciones
de 7.5 a 10 ppm, v; los cuales se utilizan como odorizantes.
Los productos utilizados en procesos de amina, son caústicos o
alcalinos. Las soluciones alcalinas reaccionan químicamente con los
gases ácidos para formar compuestos que permanecen en la solución.
Cuando estos componentes son sometidos a calentamiento en el
regenerador, liberan los gases ácidos recogidos en el contactor. www.gastraining.com (2004)
DO
A
V
R
E
RES
S
O
H
C
E
ER
D
2.2.2.- Solventes Químicos
S
Los solventes químicos son muy utilizados en la mayoría de las
plantas donde se endulza el gas natural. Las aminas son compuestos
utilizados por muchos años debido a su enorme capacidad de absorber
los
elementos
indeseables
del
gas
natural.
Éstos
reaccionan
químicamente con los componentes ácidos del gas natural formando
compuestos inestables.
2.2.2.1.- Aminas
Según Dickson (1995 p980), la mayor parte de las bases orgánicas
son aminas, las cuales son compuestos que estructuralmente se derivan
41
Capítulo II: Marco Teórico
de la sustitución de uno o más átomos de hidrógeno del amoniaco por
grupos hidrocarburos. Las aminas se pueden clasificar en:
R− N− H
|
H
R− N− H
|
R´
Amina Primaria
Amina Secundaria
R− N −H
|
R´´
Amina Terciaria
2.2.2.2.- Solventes Químicos Con Amina
Actualmente existen no menos de 80 procesos patentados, cada uno
DO
A
V
R
E
RES
S
de los cuales utiliza un tipo diferente de solvente. Entre los compuestos
S
O
H
C
E
R
DE
más utilizados encontramos:
•
MEA (Monoetanolamina)
•
DEA (Dietanolamina)
•
DGA (Diglicolamina)
•
DIPA (Diisopropanolamina)
•
ADIP (Diisopropanolamina, activada)
•
MDEA (Metildietanolamina)
•
A-MDEA (Metildietanolamina, activada)
•
UCARSOL
La planta LGN I ubicada en el complejo petroquímico El Tablazo
utiliza como solvente químico la Diglicolamina debido a las grandes
ventajas que presenta. En el siguiente punto explicaremos de forma más
42
Capítulo II: Marco Teórico
detallada cada uno de los beneficios y desventajas de este solvente, así
como también sus propiedades químicas. Martínez (1995, p25)
2.2.2.4.- DGA (Di-Glicol-Amina)
La DGA es una amina primaria como la MEA, tiene baja presión de
vapor permitiendo utilizarla en concentraciones relativamente altas. Sus
rangos varían entre 40-70% en el caso de Di-Glicol-Amina (DGA) en
soluciones acuosa. Su nomenclatura es la siguiente:
DO
A
V
R
E
RES
H H
H
H
| |
| |
OH − C − C − O − C − C − N
| |
|
|
H H
H
H
S
O
H
C
E
R
DE
H
S
H
La DGA se usa en el proceso Flúor Econamine. El proceso fue
patentado por la Flúor, pero ya la patente expiró.
La DGA, es una amina primaria, como la MEA en cuanto a la
reactividad, pero tiene mejor estabilidad y baja presión de vapor, lo cual
permite el uso de concentraciones relativamente altas, normalmente 5070% por peso, con sus correspondientes cargas de gas ácido (hasta 0.55
moles de CO2 por mol de DGA). Tanto la inversión como los
requerimientos de energía son menores que con MEA, debido a las bajas
tasas de circulación requeridas. La DGA es higróscopica.
Las desventajas presentes son: la química es más costosa y da
43
Capítulo II: Marco Teórico
productos de degradación no regenerables cuando están presentes el
CO2 con COS y CS2. La solución típicamente utilizada es 65% por peso
DGA o más alta. El uso de esta concentración más alta, permite la
reducción en las tasas de circulación en 25-40% comparando con el
tratamiento MEA. Esto produce ahorros substanciales tanto de capital,
como en los costos de operación. Al mismo tiempo, la experiencia ha
demostrado que la corrosión es comparable, o menor, a la experimentada
normalmente con las aminas convencionales.
La degradación de la solución absorbedora de amina se evita con
el uso de una técnica simple y barata de recuperación por alta
DO
A
V
R
E
RES
S
temperatura, la cual purifica la solución. En esta operación no esta
S
O
H
C
E
DER
de compensación de la solución son generalmente menores que para los
involucrada la adición de caústicos ni otras químicas. Los requerimientos
procesos con amina convencional. Este método de recuperación permite
el uso de del Proceso Econamine para corrientes de gas que contengan
COS y CS2 ya que los productos de descomposición formados por la
reacción entre estas impurezas del azufre y DGA son también
regenerados térmicamente durante la operación normal de recuperación.
Es bueno tener muy en cuenta las cifras de absorción de gas ácido,
que se ofrecen en las diferentes publicaciones, así como la información
que entregan las organizaciones que se dedican al cultivo de estos
conocimientos. Por ejemplo: cuando se habla de 0.55 moles de CO2 por
mol de DGA (o bien, 1.818 moles de DGA por mol de CO2), el proceso
MEA reporta 0.33 a 0.40 moles de gas ácido por mol de Monoetanolamina
44
Capítulo II: Marco Teórico
y la GPSA (Engineering Data Book-1987) reporta 0.25 a 0.30 moles de
gas ácido por mol de DGA. Es obvio que el uso de estas cifras tiene un
valor significativo al momento de realizar el diseño comparando los
resultados.
Las desventajas de la DGA es la gran solubilidad de fracciones del
C3+, comparando con el uso de MEA, DEA, etc. La DGA también se ajusta
al tratamiento de líquidos. El gas y el condensado se pueden poner en
contacto con el solvente, agregando un sistema común de regeneración.
Este es el caso de la aplicación Texaco Tartanxs Retrofit , diseñado por
Davy McKee.
DO
A
V
R
E
RES
S
La degradación con COS y CS2 es reversible utilizando un
S
O
H
C
E
DER
en agua son térmicamente estables a 400°F, pero se congelan a
reconcentrador (reclaimer) a altas temperaturas. Las soluciones de DGA
40°F.
Ello implica que el operador debe estar familiarizado con las condiciones
de trabajo de la solución que utiliza. www.gas-training.com (2004)
45
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.2.5.-Especificaciones De La Diglicolamina (DGA)
Tabla # 2.4
Nombre del Producto
Diglicolamina
Fórmula Química
H(OC2H4)2NH2
Peso Molecular
105.14
Punto de Ebullición 760 mmHg, (°C) 221.11
Punto de Congelación (°C)
-12.5°C
Constantes Críticas
37.722 bar @ 402.6°C
Densidad a 60°F gm/cc
1.058
Peso kg/m3 @ 16°C
1056,87.
Gravedad Específica @ 20°C/20°C
1.0572
Calor Específico a Btu/ lb°F
0.571
Conductividad Térmica @ 20°C
Calor de vaporización Btu/ lb
S
O
H
C
E
R
DE
ácido
OS
D
A
V
R
SE @ 760 mmhg
RE219.14
0.121
Calor de Reacción, Btu/lb de gas -674 H2S ; -850 CO2
Viscocidad Cp @60°F
40
Fuente: Martínez (1995)
2.2.3- Sistemas de Endulzamiento Con Solventes Químicos
Según Martínez (1995, p75) en estos sistemas los componentes
ácidos del gas natural reaccionan químicamente con un componente
activo, para formar compuestos inestables en un solvente que circula
dentro de la planta. La solución rica, inestable, se puede separar en sus
integrantes originales mediante la aplicación de calor y/o por reducción de
46
Capítulo II: Marco Teórico
la presión de operación, para liberar los gases ácidos y regenerar el
solvente. Una vez regenerada, la solución se envía nuevamente a la
unidad de absorción.
El componente activo en el solvente puede ser uno de los
siguientes tipos: una alcanolamina o una solución básica (solución
alcalina con sales), con o sin aditivos. En principio las aminas muestran
mayor afinidad con el dióxido de carbono y producen una cantidad
apreciable de calor de reacción (calor exotérmico).
La afinidad hacia el CO2 se reduce con aminas secundarias o
terciarias. En la práctica, esto significa que, por lo menos parte de la
DO
A
V
R
E
RES
S
solución en el proceso de regeneración puede ser afectada por la
S
O
H
C
E
R
DE
suministro de calor.
reducción de presión de la planta con la correspondiente disminución de
Las soluciones de carbonato de potasio, generalmente incluyen
activadores para aumentar la reacción cinética, pero esos solventes son
difíciles de regenerar con un simple descenso de la presión.
En general, los solventes químicos presentan una alta eficiencia en
la eliminación de gases ácidos, aún cuando se trate de un gas de
alimentación con baja presión parcial de CO2.
Las principales desventajas son: la demanda de energía, la
naturaleza corrosiva de las soluciones y la limitada carga de gas ácido en
la solución, debido a la estequiometría de las reacciones.
Los principales equipos de un Sistema de Endulzamiento con
solventes químicos son:
47
Capítulo II: Marco Teórico
•
Separador
- Entrada
- Salida
•
Absorbedor
•
Tanque de Venteo
•
Intercambiador de Calor
•
Regenerador
•
Acumulador
•
Rehervidor
•
Recuperador
•
Tanque de abastecimiento
•
Filtros.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
2.2.3.1.- Separador
El separador de entrada debe estar muy bien diseñado.
A tal efecto, se debe considerar
•
La presencia de fluidos ácidos
•
Capacidad para manejar acumulaciones de líquidos
•
Agua
•
Hidrocarburos
•
Químicas.
•
Capacidad para retener sólidos
48
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.3.2- Absorbedor
Es una de las unidades fundamentales en la planta de amina.
Trabaja a la presión del gas cuya temperatura de entrada de la solución
debe estar 10 °F, por encima de la temperatura del gas, para evitar
condensación de los hidrocarburos. Esta diseñado para tratar el caudal
total, a las condiciones de trabajo de la torre, más el volumen de la
solución. Cuando cambia el caudal se deben ajustar las condiciones de
flujo de la solución. El operador debe estar bien informado sobre la
DO
A
V
R
E
RES
S
cantidad de gas ácido que se va a retirar de la corriente principal. Si
S
O
H
C
E
DER
hacer los ajustes correspondientes.
aumenta la concentración de gas ácido en la alimentación se deberán
Uno de los problemas más comunes en el absorbedor es la
formación de espuma. Su presencia se puede determinar con los cambios
de la presión diferencial entre el tope y el fondo del contactor.
2.2.3.3.- Tanque De Venteo
La amina rica que sale del absorbedor debe pasar por un tanque de
venteo o flash tank para:
•
Remover hidrocarburos
•
Disminuir la cantidad de gas ácido que se desprende al descender la
presión.
49
Capítulo II: Marco Teórico
•
Reducir la corrosión en los intercambiadores de calor.
•
Disminuir el contenido de hidrocarburos en el gas ácido.
•
Disminuir la demanda calorífica en el regenerador.
El gas recuperado podría utilizarse como combustible. El tiempo de
retención normalmente es de 5 a 30 minutos. Si solamente hay metano y
etano, el tiempo de retención puede ser corto. Los gases ricos requieren
de un tiempo de retención más largo.
2.2.3.4.- Intercambiadores De Calor.
DO
A
V
R
E
RES
S
S
O
H
C
E
ER
D
pobre debido a que introduce ahorros energéticos apreciables. Tiene
El principal intercambiador de la planta es el de amina rica/ amina
como factor limitante la temperatura máxima de la amina rica, la cual no
debe desprender gases ácidos antes de entrar al regenerador.
Un segundo intercambiador de calor normalmente es necesario
para llevar la solución pobre a la temperatura mínima posible.
Normalmente 10°F por encima de la temperatura del gas de alimentación.
2.2.3.5.- Regenerador
Es el otro equipo de gran importancia en la planta. Las condiciones
de trabajo (presión y temperatura), están dadas por el diagrama de fases
de la solución, con el porcentaje por peso que se requiera en el sistema.
50
Capítulo II: Marco Teórico
Trabaja a presión ligeramente por encima de las condiciones
atmosféricas. Cuando la presión es muy alta, la solución se degenera. La
presión mínima debe ser suficiente para pasar el gas ácido a través de
una planta de conversión directa, donde se separa el azufre, así como,
llevar la solución pobre hasta el tanque de abastecimiento.
2.2.3.6.- Acumulador De Reflujo
Es un recipiente convencional, encargado de separar el gas ácido
del agua licuada al pasar por el condensador. Trabaja a una presión
DO
A
V
R
E
RES
S
aproximada de 5lpcm. El agua condensada, o reflujo, dependerá de las
S
O
H
C
E
DER
1.25 veces el número de moles de gas ácido retirados del sistema.
condiciones de trabajo del acumulador. Por ejemplo: podría se igual a
2.2.3.7.- Rehervidor
Es el punto de entrada de calor al sistema. Suple las deficiencias
energéticas y se encarga de balancear la planta termodinámicamente.
Las condiciones de trabajo están dadas por el punto de burbujeo de la
solución a la presión de fondo de la torre. Por ello es preciso estar seguro
de cuales son los parámetros operacionales.
51
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.3.8.-Recuperador ( Reclaimer)
Es un equipo auxiliar por lo cual no siempre se incluye en el diseño.
Puede utilizarse de manera ocasional instalándolo provisionalmente. Se
usa para purificar la solución, la cual se volatiliza y se devuelve al
regenerador dejando los depósitos de sales y otras impurezas capaces de
dañar la amina en el recuperador.
2.2.3.9.- Tanque De Abastecimiento
DO
A
V
R
E
RES
S
Se utiliza para almacenar la solución amina, la cual no debe
S
O
H
C
E
DER
natural o gas inerte se usa para proteger la solución del contacto con el
ponerse en contacto con el aire, porque se deteriora. Un colchón de gas
aire. Normalmente, se instala interrumpiendo el circuito, pero puede
hacerse de manera tal, que supla las deficiencias. La solución se debe
agregar ya preparada, con el porcentaje de peso correspondiente en el
diseño. El operador debe estar familiarizado con las temperaturas a las
cuales puede trabajar la solución.
2.2.3.10.- Filtros
Los filtros, en la planta de endulzamiento de amina, son muy
necesarios y producen ahorros considerables porque mantienen limpia la
solución. Se recomienda remover las partículas de hasta 2 micrones ó
52
Capítulo II: Marco Teórico
menos, para lo cual se podrá requerir de dos etapas.
•
Un cartucho para 25-50 micrones.
•
Un filtro de carbón activado.
La limpieza en el filtro mecánico se hace eliminando primero las
partículas grandes y luego, las más pequeñas: 50, 30, 10 y 5 micrones.
Los filtros deben utilizarse continuamente, desde el primer día.
2.2.4.- Factores
que
se
deben
Considerar
en
el
Funcionamiento de los Sistemas de Endulzamiento
DO
A
V
R
E
RES
S
Martínez (1995, p23) explica que los factores más importantes a
S
O
H
C
E
ER
D
Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H S, CO ,
considerar en el funcionamiento de un Sistema de Endulzamiento son:
•
2
2
COS, RSH, etc.
•
Tipo y concentración de impurezas en el gas ácido.
•
Especificaciones del gas residual (gas dulce).
•
Temperatura y presión del gas ácido y del endulzado.
•
Volumen de gas a ser procesado.
•
Corrosión.
•
Fracción molar de los hidrocarburos en el gas.
•
Requerimientos de selectividad.
•
Costos de capital.
•
Regalías.
53
Capítulo II: Marco Teórico
•
Especificaciones de los productos líquidos.
A continuación se discuten los factores más importantes:
2.2.4.1.- Impurezas En El Gas De Alimentación
Las impurezas comúnmente localizadas en el gas natural son
además del CO2 y el H2S, el COS, CS2, mercaptanos, sulfuros, disulfuros
e hidrocarburos pesados. Los líquidos de hidrocarburos y el agua, en
algunos casos suelen ser problemáticos. Existen algunos de estos subcompuestos capaces de reaccionar con algún tipo de amina de manera
DO
A
V
R
E
RES
irreversible, produciendo la degradación de la solución.
S
O
H
C
E
DER
2.2.4.2.- Cantidades De CO
2
S
A Ser Removido
Algunos procesos son altamente efectivos para la remoción de
CO2, solamente con pequeñas cantidades de dióxido de carbono. Las
mallas moleculares, por ejemplo, presentan una economía de escala
pobre ya que para la absorción de cantidades adicionales de CO2,
requiere de un mayor número de mallas y por lo tanto, peso extra.
Las mallas moleculares están restringidas económicamente a
contenidos pequeños de CO2, por lo tanto, a medida que desciende la
cantidad de CO2 a ser eliminado, menos impacto tiene la separación del
CO2 sobre las ganancias. Esto hace que la utilización de procesos con
solventes químicos se haga más competitiva. En estos casos, cuando se
54
Capítulo II: Marco Teórico
reduce la cantidad de CO2 que se va a tratar el incremento calórico
requerido para la regeneración se hace menos importante, así se
balancean los costos de capital vs. los operacionales.
2.2.4.3.-Especificaciones Del Gas Tratado
Hay algunas especificaciones donde se requiere más cuidado con
la extracción del CO2, por ejemplo, en el uso de gas ácido para propósitos
de inyección a 5000lpca, debido a los efectos de corrosión, se hace
necesario cumplir con los requerimientos establecidos por los organismos
DO
A
V
R
E
RES
de control internacional, como la NACE.
S
S
O
H
C
E
DER
las especificaciones. En el caso de los solventes híbridos y físicos, por
No todos los diseños pueden alcanzar la satisfacción económica de
ejemplo, la remoción bruta se puede lograr con etapas de separación
múltiple. Cuando se fijan especificaciones del gas tratado con un
contenido muy bajo de contaminantes se requerirá de dos etapas de
absorción y se debe usar un solvente limpio para el despojamiento. Se ha
demostrado que los costos de operación para especificaciones muy
ajustadas del gas tratado, aumentan notablemente.
2.2.4.4.- Corrosión
La corrosión es una condición operacional que se debe manejar en
todas las instalaciones de endulzamiento. La combinación de H2S y CO2
55
Capítulo II: Marco Teórico
con agua, en la práctica asegura condiciones corrosivas dentro de
cualquier instalación. En general, las corrientes con alta relación H2S/ CO2
son menos corrosivas que las que tienen muy poca cantidad de H2S en
presencia de CO2.
Concentraciones de H2S de algunos ppm, v con rangos de
concentración del 2% aproximadamente de CO2, tienen tendencias
corrosivas. La temperatura tiene un efecto marcado sobre la corrosión.
El tipo de solución endulzadora y su concentración tiene un gran
impacto sobre la velocidad de corrosión. Cuando se trabaja con
soluciones fuertes y con gran cantidad de gas tratado, el efecto corrosivo
es mayor.
DO
A
V
R
E
RES
S
S
O
H
C
E
DER
fluido pueden erosionar la película de sulfuro de hierro (FeS), con la cual
El diseñador debe tener presente que las velocidades altas del
se generan altas tasas de corrosión, por eso se recomienda diseñar las
plantas de endulzamiento con caudales equivalentes a la mitad de los que
se utilizarían para fluidos dulces.
Los lugares más propensos a la corrosión son el rehervidor, el
intercambiador de calor (amina-amina) y el regenerador, debido a las
temperaturas elevadas que se manejan.
Cuando la proporción del gas ácido es alta, la velocidad de
corrosión es también elevada. El sulfuro de hidrógeno se disocia en agua
formando un ácido débil que ataca al hierro y forma un sulfuro de hierro
insoluble.
56
Capítulo II: Marco Teórico
Fe + H 2 S → FeS + H 2
PH= 5
Ecuación # 1
El sulfuro de Hierro se adhiere a la base metálica y puede proteger
el metal de una futura corrosión, pero también puede ser erosionado
exponiendo la superficie del metal de hierro a una posterior corrosión.
Luego el H2S puede atacar el acero de nuevo, causando formación
adicional de sulfuros.
El CO2 en presencia de agua libre forma ácidos carbónicos:
CO 2 + H 2 O → H 2 CO 3
Ecuación # 2
Este ácido ataca al hierro formando un carbonato de hierro:
H 2 CO 3 + Fe → FeCO 3 + H 2
Ecuación # 3
OS
D
A
V
R
El cual es soluble y, con un calentamiento
SEposterior, desprende CO
E
R
S
R+ECOCHO
FeCO D
→E
FeO
Ecuación # 4
3
2
2
El hierro se hidroliza para formar óxido de hierro:
2 FeO + H 2 O → Fe 2 O 3 + H 2
Ecuación # 5
Si el H2S está presente reaccionará con el óxido de hierro para formar
nuevamente sulfuro de hierro:
FeO + H 2 S → FeS + H 2 O
Ecuación # 6
El FeO es inestable y sigue reaccionando:
Fe 2 O 3 + FeO → Fe 3O 4
Ecuación # 7
Los productos de degradación también contribuyen a la corrosión.
Se cree que se producen quelatos de hierro en los puntos calientes. Estos
quelatos, cuando son enfriados se vuelven inestables y desprenden hierro
formando sulfuros de hierro en presencia de H2S. Las aminas primarias
57
Capítulo II: Marco Teórico
son consideradas más corrosivas que las secundarias, debido a que los
productos de degradación de las aminas primarias son agentes quelantes
más fuertes.
Al utilizar sales alcalinas, como los procesos de carbonato de
potasio caliente, se han reportados rangos de corrosión desde
despreciable hasta corrosión severa. En lugares donde el CO2 y el vapor
sean despojados, puede esperarse corrosión.
Se puede esperar corrosión severa donde se utilicen soluciones
muy concentradas, por ejemplo al 40% p/p, debido a la tendencia a formar
cristales de bicarbonato cuando la solución se enfría.
DO
A
V
R
E
RES
S
Los solventes físicos no tienen problemas significativos de
S
O
H
C
E
DER
de estos solventes. De todas maneras, en el diseño de unidades que
corrosión. Esto es generalmente atribuido a la baja concentración de agua
utilizan solventes físicos, se consideran puntos susceptibles a la corrosión
aquellos donde ocurran despojamiento por vapor, como en los
condensadores y acumuladores del tope. En estos casos se sugiere la
utilización de acero inoxidable en los lugares más propensos a la
corrosión.
Muchos problemas de corrosión pueden solventarse con el uso de
inhibidores, además de las prácticas operacionales que reducen su
efecto, las cuales citamos a continuación:
- Utilización de temperaturas lo más baja posible en el rehervidor.
- Si se dispone, de medios; se sugiere calentar los fluidos poco a poco,
en lugar del calentamiento rápido utilizando fuego directo.
58
Capítulo II: Marco Teórico
- Minimizar los sólidos y productos de degradación.
- Mantener el sistema libre de oxígeno, utilizando presiones positivas
en los tanques y en las succiones de las bombas.
- Usar agua desionizada o condensada para la reposición (make-up)
- Limitar la concentración de la solución endulzadora a los niveles
mínimos requeridos para el tratamiento.
- Mantener adecuado nivel de burbujeo en los tubos del rehervidor. Se
recomiendan tubos sumergidos a 6 pulgadas como mínimo.
2.2.4.5.- Materiales De Construcción
DO
A
V
R
E
RES
S
S
O
H
C
E
DER
como material principal, los recipientes y tuberías pueden tratarse
En las plantas de endulzamiento se utiliza acero al carbono
térmicamente, con el fin de aliviar las tensiones producidas por los
procesos de soldadura. Generalmente se utilizan sobre-espesores
(también llamada corrosión permisible) desde 1/16 a 1/4 . Cuando se
conoce que la corrosión será problemática o cuando se necesitan
grandes cargas de solución, puede utilizarse acero inoxidable (304,
316 p 410) en las siguientes partes:
- Condensador de reflujo del regenerador.
- Rehervidor del regenerador.
- Tubos del intercambiador de calor solución rica/ solución pobre.
- Área de burbujeo del contactor y/o en los platos del rehervidor.
- Tuberías que transportan solución rica desde el intercambiador hasta
59
Capítulo II: Marco Teórico
el regenerador.
-
Los 5 platos del fondo del contactor y los 5 del tope del
regenerador.
2.2.4.6.- Formación De Espuma
Un repentino incremento en la presión a través del absorbedor
indica formación de espuma. Cuando esto ocurre existe un contacto
pobre entre el gas y la solución endulzadora utilizada. El resultado es
una reducción en la capacidad de tratamiento y de la eficiencia del
endulzamiento.
S
O
H
C
E
ER
D
- Sólidos en suspensión.
DO
A
V
R
E
RES
S
Las razones principales de este efecto son:
- Ácidos orgánicos.
- Inhibidores de corrosión provenientes de tratamientos anteriores.
- Hidrocarburos condensados.
- Grasas jabonosas de las válvulas.
- Impurezas en el agua de reposición.
- Productos de degradación.
Los
contaminantes
provenientes
del
campo
pueden
ser
minimizados mediante una adecuada separación en la entrada de la
planta. Los hidrocarburos condensados en el absorbedor pueden evitarse
manteniendo la temperatura de la solución pobre, por lo menos 10°F
sobre el punto de rocío de los hidrocarburos del gas de salida. Es factible
60
Capítulo II: Marco Teórico
agregar compuestos antiespumantes; generalmente son siliconas o
alcoholes de cadenas largas, no obstante, la primera recomendación que
suele hacerse cuando aparecen problemas de espumaje es la siguiente:
no utilice antiespumante y, cuando lo haga, trate de que únicamente sea
mientras localiza la razón del problema.
2.2.5.- Descripción General del Proceso en LGN- I
La unidad de endulzamiento de gas está diseñada para tratar con
un volumen de etano de 14.2MMPCED a una presión de entrada de
DO
A
V
R
E
RES
S
400psig y una temperatura de entrada de 63ºF. El contenido máximo de
S
O
H
C
E
DER
de 204GPM con una concentración de 70% en peso.
CO2 es de 11.41%. La tasa de circulación de amina (DGA) por diseño es
El etano conteniendo CO2, entra por el fondo de la columna (V-15),
este fluye de forma ascendente a través de los platos tipo válvula, en
contracorriente con una solución amina. Las válvulas dispersan el gas
ácido, causando que se produzca un contacto con la amina. Luego, el gas
tratado (Etano sin CO2) deja el tope de la absorbedora a 105ºF y se enfría
a 77ºF en el intercambiador de etano E-13.
Cuando la solución de amina se pone en contacto con el gas tiene
lugar una reacción química exotérmica reversible, que se da a alta presión
(400psig) y baja temperatura (105-167ºF). Por lo tanto al aumentar la
temperatura y disminuir la presión, el sentido de la reacción cambia su
sentido hacia la izquierda (reactantes), favoreciendo la regeneración
61
Capítulo II: Marco Teórico
(eliminación de CO2) de la solución amina.
La amina pobre (en CO2), sale del tanque de almacenamiento de
solución amina (V-22), y se bombea a través de las bombas (P-8 A/B Y P10 A/B) al tope de la columna absorbedora (V-15). A medida que la amina
desciende plato a plato a través de la columna, reacciona con el CO2
presente en el gas ácido y lo absorbe químicamente de la corriente de
ascenso. La solución amina, conteniendo el gas ácido, deja la columna
absorbedora por el fondo y fluye a través de una válvula expansora (LV715) manejado por un controlador de nivel hacia el tanque de separación
instantánea (V-23). En la válvula LV-715 se lleva la presión desde 400psig
DO
A
V
R
E
RES
S
hasta 85 psig. En el tanque V-23 se separa cierta cantidad de gas
S
O
H
C
E
DER
combustible dentro de la misma planta. La solución de amina rica (rica en
(hidrocarburos que se absorben en la amina) que sirve como gas
CO2) fluye a través de los filtros de elementos F-3 y F-3A para remover
todas las impurezas sólidas que pueda tener el gas y luego por el F3B
con carbón activado para remover trazas de hidrocarburos presentes que
posteriormente pudiera causar problemas de formación de espuma en el
sistema.
Luego la amina pasa por el intercambiador de calor amina ricaamina pobre (E-22), esta solución de amina pobre se obtiene por el fondo
de la torre regeneradora (V-16). La DGA rica, con una temperatura de
215ºF, entra a la columna despojadora en el tercer plato. A medida que la
solución fluye de manera descendente, se calienta por el vapor generado
en los rehervidores (H-2 A/B). De esta manera la temperatura de la amina
62
Capítulo II: Marco Teórico
aumenta y los gases ácidos se liberan. Los rehervidotes son hornos
calentados a fuego directo mediante gas combustible obtenido de la
planta de extracción de líquidos. El exceso de vapor generado en los
rehervidotes arrastra los gases ácidos (CO2) liberados por la reacción
química, para salir por el tope de la torre. Parte del agua que sale con el
vapor del tope de la columna V-16 se condensa mediante el
intercambiador E-23 y se separa por el acumulador de reflujo V-17. Los
gases ácidos se remueven del sistema y el agua condensada se retorna
como reflujo a la columna en el plato de tope mediante las bombas de
reflujo (P-9 A/B).
DO
A
V
R
E
RES
S
El vapor de despojamiento para la columna se suministra por dos
S
O
H
C
E
DER
amina despojada que viene de
rehervidores a fuego directo, los cuales a su vez son alimentados por la
la columna de despojamiento. Una
corriente adicional procedente de la columna alimenta al convertidor
(Reclaimer H-3). Toda esta corriente se vaporiza y se devuelve a la
columna como corriente de despojamiento.
La amina regenerada (pobre) sale de la torre por el fondo, luego
pasas por los rehervidotes, el intercambiador de amina rica- amina pobre,
y se enfría progresivamente en los enfriadores E-25 A/B (enfriadores por
aire) y E-21 (agua de enfriamiento), para entrar nuevamente a la
absorbedora. Manual Natco (1971).
63
Capítulo II: Marco Teórico
Figura # 2.1
S
O
D
A
V
ESER
R
S
O
H
DEREC
Fuente: Romero (2005)
64
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.6- Parámetros De Diseño Operacionales
2.2.6.1.- Volúmenes y Caudales De Diseño
El Manual Natco (1971) explica que la unidad ha sido diseñada
para tratar un volumen de 14.2MMPCED de gas cuyas condiciones de
entrada son 400 psig y 63°F. La presión de trabajo de diseño es 480psig.
El contenido de gas ácido de diseño es 11.41% molar de CO2, con una
gravedad específica de 1.1.
OS
D
A
V
R
SEen un 70% de peso DGA. Flujo
capacidad de gas es de 204GPM
basado
E
R
S
O
H
C
E
R
E requerirá menor flujo de amina y la circulación puede ser
de gasD
bajo
El flujo de circulación de amina de diseño para la máxima
variada proporcionalmente. Sin embargo, no es deseable cambiar el
caudal de amina para cambios menores de volumen de gas, sino más
bien fijar la circulación por el volumen más alto esperado.
Cada flujo de circulación requiere un mínimo de suministro de calor
para asegurar la regeneración adecuada de la amina. El flujo de calor se
controla directamente al controlador; y el caudal de amina por los
rehervidores.
65
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.6.2.- Temperaturas
La temperatura de la parte superior de la columna despojadora (V16) no se controla debido al estrecho margen de cambio de temperaturas
ambientales.
Esta
temperatura
no
es
crítica
pero
debe
variar
preferiblemente de 125 a 140°F. Temperaturas más altas producen
pérdidas de agua adicionales en la parte superior y si están entre 180 a
190°F pueden producir pérdida excesiva de amina en la parte superior.
La
temperatura
de
la
amina
regenerada
es
controlada
OS
D
A
V
R
SEsolamente requerido
cualEes
R
manualmente a través del enfriador por aire (E-25) y el enfriador con agua
S
O
H
C
E
R
E-21 (trim water cooler), el
DE
en días
extremadamente calientes. Es sumamente importante que la temperatura
de la amina sea suficientemente alta para evitar la condensación de
hidrocarburos provenientes de la corriente de gas. Generalmente, ésta
debe estar a la temperatura del gas de entrada o ligeramente más alta.
La temperatura del convertidor (Reclaimer H-3) se controla por
medio de un control de temperatura el cual mantiene la concentración por
un baño constante de alimentación de agua. Esta temperatura debe
mantenerse en el rango de los 370 a 380°F. Hay previsto un control de
alta temperatura para apagar el fuego si la temperatura del baño
excediese de 385°F. Temperaturas de baño sobre los 385°F puede
causar temperaturas en la pared del tubo por encima de 425°F y
degradación de la amina.
66
Capítulo II: Marco Teórico
La temperatura del fondo de la columna de despojamiento (V-16)
no es controlado, pero esta determinada por el punto de ebullición de la
solución de DGA a la presión de la columna. El vapor de despojamiento
se genera por fuego directo en los rehervidores de amina. La temperatura
normal de operación es aproximadamente 250°F y varía con la presión de
la columna, no se intenta controlar la temperatura de la columna. Un
apropiado despojamiento solo puede ser alcanzado por un suministro
constante de calor.
2.2.6.3.- Presiones
OS
D
A
V
R
SE está determinada por la
La presión de operación de
laE
absorbedora
R
S
O
H
C
E
R
Ela planta y será aproximadamente de 400 psig. La columna de
presiónD
de
despojamiento debe operarse aproximadamente entre 7 y 10 psig según
el ajuste de contra-presión de la columna. Podría ser necesario presión
adicional para poder regenerar la amina a nivel del gas ácido necesario
para obtener el gas de especificación, la presión suficiente para los gases
ácidos al sistema de alivio. En cualquier momento en que la planta quede
fuera de servicio, será necesario introducir gas en la columna de
despojamiento (V-16) para presurizarla hasta que se establezca la
circulación y se liberen gases ácidos para mantener la presión de la
columna.
El tanque de vaporización (Flash Tank V-23) de amina rica debe
operarse de 85 a 90 psig según se ajuste el controlador de contra-presión.
67
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.7. Simulación De Procesos
2.2.7.1.- Concepto de Simulación de Procesos
La simulación de procesos es el uso de programa para modelar los
procesos químicos de forma cuantitativa mediante la resolución de
modelos matemáticos que toman en cuenta los balances de materia y
energía, las relaciones de equilibrio y las expresiones cinéticas. En otras
palabras, es el proceso de elaborar un modelo computarizado de un
OS
D
A
V
R
SóEde evaluar distintas estrategias
entender el comportamiento del R
sistema
E
S
O
H
C
E
R
para su
operación. Manual Básico de Operaciones del Simulador de
DE
sistema y conducir experimentos con este modelo con el propósito de
Procesos (1998, p32).
El desarrollo de una simulación de procesos se compone de cuatro
etapas básicas:
- Definición del proceso y derivación de un modelo matemático.
- Determinación de los modelos y restricciones requeridas.
- Programación de la computadora.
- Verificación y corrida de la simulación.
68
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.7.2.- Importancia de la Simulación de Procesos
La simulación de proceso se ha convertido en una herramienta
fundamental para los ingenieros químicos, ya que mediante ella puede
generar nuevos procesos o equipos y evaluar y/o optimizar los procesos
existentes.
Los
procesos
de
simulación
permiten
predecir
el
comportamiento de un proceso utilizando relaciones de ingeniería tales
como balances de materia y energía, relaciones de equilibrio químico y de
fases. Teniendo una base termodinámica confiable, condiciones de
OS
D
A
V
R
SE el comportamiento real de
operaciones unitarias, es posible
simular
E
R
S
O
H
C
E
R
plantasDoE
de un sistema predecir sus respuestas ante cambios en las
operación apegadas a la realidad y modelos
rigurosos
de
las
variables del proceso.
2.2.7.3.- Simulador Aspen Plus 11.1
En la actualidad hay gran cantidad de software de
simulación para ingeniería de proceso. Cualquier de estos hubiera
funcionado para llevar a cabo esta investigación. El hecho que se haya
usado Aspen Plus 11.1 se debe a que Pequiven dispone de la licencia
para su utilización y por lo tanto, todos los trabajos de simulación que se
realizan en Pequiven deben ser ejecutados y presentados usando este
programa.
69
Capítulo II: Marco Teórico
El simulador comercial Aspen Plus de la compañía Aspentech es
un software diseñado para la simulación de procesos en estado
estacionario, posee una
interface
gráfica
interactiva
que
permite
reproducir diagramas de flujo de procesos además de la creación de
reportes, análisis de resultados, impresiones, dibujos, y otros. El programa
ASPEN PLUS permite simular cualquier tipo de operación unitaria trabaja
en forma secuencial modular, en donde cada bloque
de operación
unitaria es resuelto a través de interacciones de convergencia. Este
paquete posee integrado un sistema de herramientas de análisis de
OS
D
A
V
R
SE
estimaciones de propiedades, R
caracterizaciones
de mezcla de gases,
E
S
O
ECHde propiedades de equilibrio. Posee herramientas
generación
DEdeRcurvas
propiedades que permiten realizar regresiones de reacción cinéticas,
de análisis que contribuye a la optimización del proceso tales como el
análisis de sensibilidad donde se estudia como los resultados del proceso
se modifican cuando se selecciona cambios en las condiciones de
operación. Las especificaciones de diseño pueden ser cambiadas cuando
se requiere que los resultados tengan un valor fijo, es decir, como varían
todas las variables cuando uno fija un valor al final de un resultado.
Manual Básico de Operaciones del Simulador de Procesos (1998, p25).
70
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.7.1.- Modelos Termodinámicos
Todos los modelos de operaciones unitarias requieren de
cálculos de propiedades para poder generar resultados. Las propiedades
más frecuentes empleadas son fugacidad o equilibrio termodinámico
(cálculos de vaporización súbita). Los cálculos de entalpías también son
frecuentemente empleados. Fugacidades y entalpías son usualmente
información suficiente para calcular los balances de materia y energía, sin
embargo, otras propiedades termodinámicas y si se requiere propiedades
OS
D
A
V
R
SdeEpropiedades en los resultados
El impacto que tienen los cálculos
E
R
S
O
H
C
E
R
E
la D
simulación
es muy significativo, y es aquí donde radica la
de transporte, son calculadas para todas las corrientes del proceso.
de
importancia de la selección correcta de los cálculos de propiedades y
equilibrio. La calidad de los cálculos de propiedades esta determinada por
los propios modelos de ecuaciones y por el uso que se le dé.
En
una
simulación
los
cálculos
claves
de
propiedades
termodinámicas se realizan en el equilibrio de fases. Las relaciones entre
cada uno de los componentes y en las fases vapor y líquido de un sistema
en equilibrio son:
fi v = fi l
(1)
Donde:
fiv = Fugacidad del Componente i en la fase vapor.
fi l = Fugacidad del Componente i en la fase líquida.
71
Capítulo II: Marco Teórico
La
termodinámica
aplicada proporciona dos
métodos para
representar las fugacidades en las relaciones de equilibrio de fase en
términos de variables de estado cuantificables, están son: el método de
ecuaciones de estado y el método de coeficiente de actividad. Chacin
(1998, p15).
2.2.7.2.- Ecuaciones De Estado
fi v =
OS
D
A
V
R
E
v
i y ip
(2)
ES
R
S
O
H
DEREC
Con
Ln
i
fi l = ilyip
= -1 RT [( p ni)T.V.n
i=j
- R.T.V] dv
(3)
(4)
ln Z
m
Donde:
= v (vapor) o l (líquido).
V = Volumen Total.
Ni = Numero de modelos del componente i.
Las ecuaciones (1) y (2) iguales, se diferencian únicamente en la
fase en la cual se aplican las variables. El coeficiente de fugacidad
i
es
obtenido de la ecuación de estado, representada por p en la ecuación (4).
La presión parcial del componente i en una mezcla de gases es:
72
Capítulo II: Marco Teórico
Pi = yi p
(5)
La fugacidad del componente en una mezcla ideal de gases es
igual a su presión parcial. La fugacidad en una mezcla real es la presión
parcial efectiva:
fiv =
v
i
El factor de corrección
(6)
yi p
v
i
vapor a presiones moderadas,
es el coeficiente de fugacidad. Para un
v
i
es cercano a la unidad. La misma
DO
A
V
R
E
RES
ecuación puede ser aplicada para un líquido:
S
O
H
C
E
x p
fi =
DER
l
l
i
i
S
(7)
Un líquido difiere de un gas ideal mucho más que lo que un gas real
difiere de un gas ideal; debido a esto los coeficientes de actividad para un
líquido son muy diferentes de la unidad. Por ejemplo, el coeficiente de
fugacidad del agua a presión atmosférica a temperatura ambiente es
cercano a 0.03.
Una ecuación de estado describe el comportamiento de presión,
volumen y temperatura (p, V, T) de componentes puros y de mezclas.
Usualmente están explícitas en presión. La mayor parte de las ecuaciones
de estado tienen diferentes términos para representar las fuerzas de
atracción y repulsión entre moléculas. Cualquier propiedad termodinámica
73
Capítulo II: Marco Teórico
como los coeficientes de fugacidad y las entalpías pueden ser calculadas
a partir de las ecuaciones de estado.
Las ecuaciones de estado se pueden emplear en un amplio rango
de
presiones
y temperaturas,
incluyendo
regiones
subcríticas y
supercríticas. Para sistemas ideales o ligeramente no ideales las
propiedades termodinámicas de las fases de vapor y líquido pueden ser
calculadas con un mínimo de información de los componentes. Las
ecuaciones de estado permiten modelar eficazmente sistemas con gases
ligeros como CO2, N2 y H2.
OS
D
A
V
R
SE por medio de regresión de
obtener parámetros de interacciones
binarias
E
R
S
O
H
C
E
R
E
datos D
experimentales
del equilibrio vapor
líquido. Las asunciones de
Para la mejor representación de sistemas no ideales se debe
ecuaciones de estado simple como Redlich
Robinson, Lee
Kesler
Kwong
Soave, Peng
- Plocker no son capaces de representar
sistemas altamente no ideales, en estos casos si se trabaja a altas
presiones se debe emplear ecuaciones d estado predictivas y flexibles.
Chacin (Pág. 89-92, 1998).
2.2.7.3.- Coeficiente De Actividad
fi =
v
i y ip
fiv = Xi yi fi*,l
(8)
(9)
74
Capítulo II: Marco Teórico
Donde
v
i
es calculada de acuerdo a la ecuación (4).
yi = Coeficiente de actividad del componente i.
fi*,l = Fugacidad de líquido del componente puro i a la temperatura de la
mezcla.
La ecuación (8) es idéntica a la ecuación (2); nuevamente el
coeficiente de fugacidad es calculado de la ecuación de estado. La
ecuación (9) es totalmente diferente. Cada grupo de opciones en ASPEN
PLUS® esta basado o en el método de coeficiente de actividad para los
OS
D
A
V
R
propiedades
RESE termodinámicas tal
cálculos de equilibrio de fase. El método de equilibrio de fase determina
S
O
H
C
E
R
como son calculadas otras
DE
como
entalpías o volúmenes molares. Con un método de ecuaciones de estado
todas las propiedades pueden ser derivados de una ecuación de estado
para ambas fases, en cambio empleando el método de coeficiente de
actividad las propiedades de la fase de vapor son calculadas por una
ecuación de estado exactamente igual que con el método de ecuaciones
de estado; sin embargo las propiedades del líquido son determinadas por
una recapitulación de las propiedades de los componentes puros a las
cuales un termino de mezcla o un termino de exceso son adicionales.
En una solución líquida ideal, la fugacidad de cada componente en
la mezcla es directamente proporcional a la fracción molar del
componente.
75
Capítulo II: Marco Teórico
fil = Xi fi*,l
(10)
En las soluciones ideales se asume que todas las moléculas del
líquido son identidades en tamaño y en distribución aleatoria. Esta
asunción es valida en mezclas que contienen moléculas similares en
tamaño y características. Un ejemplo es una mezcla de pentano y 2,2
dimetilpropano. En esta mezcla las moléculas son similares en tamaño
y la interacción molecular entre las distintas moléculas son pequeñas. En
general, se puede esperar no idealidad en mezclas de moléculas
OS
D
A
V
R
SE esto es lo que se conoce
entre los componentes puede ser
disimilar;
E
R
S
O
H
C
E
R
E energética, y esta ocurre entre moléculas polares y no
como D
asimetría
desiguales. Tanto el tamaño y la forma o las interacciones moleculares
polares y también entre moléculas polares diferentes.
El coeficiente de actividad yi representa la desviación de la mezcla
de la idealidad definida anteriormente:
fil = Xi yi fi*,l
(11)
A medida que yi se diferencia más de la unidad, mayor es la no
idealidad de la mezcla. Para un componente puro Xi = 1 y yi = 1; según
esta definición un componente puro es ideal. Una mezcla que se
comporte como la suma de los componentes puros que la conforman
también puede ser definida como ideal. Esta definición de idealidad
76
Capítulo II: Marco Teórico
relativa al componente puro es totalmente diferente de la definición de
idealidad de un gas el cual tiene un significado absoluto.
En la mayoría de las mezclas
yi
es mayor que la unidad. El
resultado es una fugacidad más alta que la ideal. La fugacidad puede ser
interpretada como la tendencia a vaporizarse. Si un componente se
vaporiza mas que una solución ideal entonces se incrementa su distancia
promedio. Así coeficientes de actividad mayores que la unidad indican
repulsión entre moléculas; si la repulsión es fuerte, la separación líquido
líquido no ocurre, esto es otro mecanismo que disminuye el contacto
OS
D
A
V
R
E es la mejor manera de
S
El método de coeficienteRde
actividad
E
S
O
H
C
E
R
representar
DEmezclas líquidas altamente no ideales a bajas presiones. Se
cercano entre moléculas desiguales.
deben estimar u obtener parámetros binarios a partir de data
experimental, como datos sobre el equilibrio de fase.
Los parámetros binarios son validos para el rango de presiones y
temperatura de la data, fuera de estoa rangos deben ser empleados con
mucho cuidado, especialmente en aplicaciones de equilibrio líquido
-
líquido.
Si no existen parámetros disponibles el modelo UNIFAC predictivo
puede ser empleado. El enfoque de coeficiente de actividad solo debe ser
utilizado a presiones bajas (por debajo de 10 Bar). Para sistemas que
contienen gases solubles a bajas concentraciones y a presiones bajas
debe emplearse la ley de Henry. Para sistemas químicos altamente no
77
Capítulo II: Marco Teórico
ideales a altas presiones se deben emplear ecuaciones de estado
flexibles y predictivas. Chacin (1998, p45).
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
78
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.8- Operacionalización de Variables
Objetivo General: Evaluar el Sistema de Endulzamiento con Amina de la Planta LGN I del Complejo Petroquímico El Tablazo
Tabla # 2.5
Operacionalización de Variables
Objetivos Específicos
Variables
Definición de la
Indicadores
Variable
Realizar un levantamiento de las Especificaciones de Son
los
parámetros Temperatura
especificaciones de diseño de los diseño
de
los óptimos que tienen los Presión
equipos
del
Sistema
de equipos
equipos donde alcanzan Cantidad de Flujo
Endulzamiento con Amina de la
su mayor eficiencia.
Planta LGN I ubicada en el
complejo Petroquímico El Tablazo.
Técnica de Recolección de Fase Metodológica de la
Datos
Investigación
Observación Directa
Fase I
Análisis Documental
Elaborar un modelo de simulación
rigurosa en Estado Estacionario
del Sistema de Endulzamiento con
Amina de la Planta LGN I ubicada
en el Complejo Petroquímico El
Tablazo.
S
O
D
A
V
ESER
R
S
O
H
DEREC
Simulación Rigurosa
en
Estado
Estacionario a partir
de
las
especificaciones de
diseño
Es una aplicación que Temperatura
permite calcular las y Presión
estimar las operaciones Cantidad de Flujo
óptimas de un proceso
Observación Directa
Fase II
los
Validar el modelo de simulación Validar
rigurosa en estado estacionario del resultados de la
Sistema de Endulzamiento con Simulación Rigurosa
Amina de la Planta LGN I ubicada
en el Complejo Petroquímico El
Tablazo.
Es la comparación de los Temperatura
resultados
de
la Presión
simulación con datos Cantidad de Flujo
reales de operación
Observación Directa
Fase III
de
Identificar desviaciones y cuellos Identificación
de botellas del Sistema de desviaciones
y
Endulzamiento de la Planta LGN I cuellos de botellas
ubicada
en
el
complejo
Petroquímico El Tablazo.
Son aquellos valores de
las
variables
operaciones que se
alejan de las condiciones
de diseño
Observación Directa
Temperatura
Presión
Cantidad de Flujo
Especificaciones de
los equipos
Fase III
79
Capítulo II: Marco Teórico
2.2.9.- Definición De Términos Básicos
Amina: Compuesto orgánico derivado del amoniaco por sustitución de un
o más de sus hidrógenos por radicales orgánicos. Son muy utilizados en
procesos de absorción de gases. Reciben su nombre de acuerdo a la
cantidad de radicales sustituidos y el tipo de radical involucrado.
Dickson (2001)
Diglicolamina (DGA): es una amina primaria con una baja presión de
vapor, lo cual permite el uso de concentraciones relativamente altas,
normalmente 50-70% por peso, con sus correspondientes cargas de gas
ácido (hasta 0.55 moles de CO2 por mol de DGA).
DO
A
V
R
E
RES
S
S
O
H
C
E
Endulzamiento:
DER consiste en la eliminación de los componentes ácidos
Martínez (1995)
del gas natural, por lo general CO2 y H2S, sin dejar a un lado otros
componentes indeseables como el COS y el CS2.
Martínez (1995)
Gas Natural: Son mezcla de hidrocarburos comúnmente empleados para
propósitos energéticos, por lo general, utilizados para fines domésticos e
industriales.
www.gas-training.com (2004)
Partes por Millón: unidad de concentración que se utiliza en casos de
dilución extrema. Puede ser expresado en masa-masa, masa-volumen, o
volumen-volumen (1ft3/ 1000000ft3).
www.gas-training.com (2004)
80
Capítulo II: Marco Teórico
Porcentaje en Peso: es una medida de concentración relacionada con la
masa de soluto por cada 100 unidades de masa de solución.
www.gas-training.com (2004)
Regeneración: es la eliminación de los compuestos ácidos de la corriente
de amina para ser introducido nuevamente al sistema.
Curso Básico de Tratamiento de Gas Natural. CIED (1991)
Simulación: es una reproducción de las condiciones de un fenómeno o
situación dad o que puede darse.
Chacín (1998).
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
81
CAPÍTULO III: MARCO METODOLÓGICO
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
PEQUIVEN
S
Capítulo II: Marco Metodológico
CAPITULO III
MARCO METODOLÓGICO
3.1.- Tipo De Investigación
La metodología empleada para el cumplimiento de los objetivos de
la Evaluación al Sistema de Endulzamiento con Amina de la Planta LGN I
ubicada en el Complejo Petroquímico el Tablazo: fue del tipo descriptiva.
Estos consisten en la caracterización de un hecho, fenómeno o grupo con
el fin de establecer su estructura o comportamiento. Según Arias (p46
1999)
DO
A
V
R
E
RES
S
los estudios descriptivos miden de forma independiente las
S
O
H
C
E
DER
enunciadas en los objetivos de la investigación .
variables, y aún cuando no se formulen hipótesis, las primeras aparecerán
Para el logro de los objetivos de la investigación se aplicará una
simulación rigurosa a todo el sistema de endulzamiento con amina cuyos
resultados serán analizados minuciosamente para identificar posibles
desviaciones y cuellos de botellas en las distintas áreas operativas del
proceso.
3.2.- Diseño De La Investigación
El diseño de la investigación se refiere al mecanismo utilizado por
el investigador para abordar el problema. De acuerdo a su clasificación
podemos señalar que es una investigación de campo donde se analiza
83
Capítulo II: Marco Metodológico
el comportamiento de la variable de forma directa en el sitio objeto de
estudio.
Según Méndez (1998, p35), la investigación de campo es aquella
que se realiza en el lugar de los hechos es decir donde ocurre los
fenómenos estudiados .
Para el cumplimiento de los objetivos planteados fue necesario el
desarrollo de una investigación de campo, la cual consistió básicamente
en la recopilación de datos de campo para elaborar una simulación
rigurosa del Sistema de Endulzamiento con Amina representada por un
simulador de procesos, cuyos resultados sirven de parámetro para
DO
A
V
R
E
RES
S
optimizar el sistema. Aspen Plus 11.1 es el programa de computación
S
O
H
C
E
DER
mediante la resolución de modelos matemáticos, donde se toman en
utilizado para modelar los procesos químicos de una forma cuantitativa
cuenta los balances de materia y energía, relaciones de equilibrio y las
expresiones cinéticas.
Una vez valida la simulación, se procedió a variar la alimentación
del sistema con datos reales de operación para establecer los parámetros
operacionales óptimos del proceso cuyos resultados fueron comparados
con los datos promedio reales de la planta. El porcentaje de desviación
obtenido permite ubicar aquellas áreas problemáticas del sistema
pudiendo estar generando desequilibrios en los procesos. De esta
manera, delimitamos la evaluación en una zona específica del sistema
donde pueda estar generando continuas desviaciones afectando a otras
áreas del proceso.
84
Capítulo II: Marco Metodológico
3.3.- Técnicas E Instrumentos de Recolección De Datos
Según Risquez, Fuenmayor y Pereira (1999). Las técnicas e
instrumentación son los recursos utilizados para facilitar la recolección y
el análisis de los hechos observados; estos son numerosos y varían de
acuerdo con los factores a evaluarse.
Para el cumplimiento de los objetivos planteados fue necesaria la
observación directa y la observación documental o bibliográfica.
La observación documental o bibliográfica, es definida por
DO
A
V
R
E
RES
S
Bavaresco (2001), como la revisión de todo el material escrito que guarde
S
O
H
C
E
DER
Para este proyecto la revisión documental estuvo divida por tres fuentes:
relación con los estudios realizados, libros, folletos, manuales, entre otros.
La observación directa fue una técnica muy utilizada para esta
investigación. Según Risquez, Fuenmayor y Pereira, es aquella en la cual
el investigador puede observar y recoger datos mediante su propia
observación, apoyado en sus sentidos (conocimiento empírico).
Para evaluar la situación actual del sistema se requirió acceder
directamente a las instalaciones para visualizar las áreas donde
posiblemente pudieran ocurrir desviaciones o cuellos de botellas. Se
realizaron varias mediciones de campo para corroborar la confiabilidad de
las variables manejadas por los equipos que intervienen en el proceso.
85
Capítulo II: Marco Metodológico
3.4- Fases Metodológicas
3.4.1- Recolección de las Especificaciones de Diseño de los
Equipos (Fase I)
Consiste en recolectar y ordenar los datos de diseño de los equipos
que intervienen en el sistema objeto de estudio. Existen manuales, hoja
de datos, placas y otros, donde se puede recabar la información relevante
de estos equipos, tales como: presión, temperatura, caudal, y otros.
Cuando
las
fuentes
bibliográficas
antes
mencionadas
DO
A
V
R
E
RES
S
no
están
disponibles resulta muy útil la comunicación directa, por lo general vía
S
O
H
C
E
DER
registro histórico importante pudiendo servir de utilidad a la planta.
Internet, con los proveedores de los equipos para verificar si poseen algún
Una
vez recolectado los datos diseño de los equipos se procede a ordenarlos
sistemáticamente para facilitar su ubicación.
3.4.2- Elaboración de un Modelo de Simulación Rigurosa
(Fase II)
La simulación de procesos es el uso de un programa para modelar
los procesos químicos de forma cuantitativa mediante la resolución de
modelos matemáticos tomando en cuenta los balances de materia y
energía, las relaciones de equilibrio y las expresiones cinéticas. Es decir
realiza experimentos con el proceso más o menos de la misma
86
Capítulo II: Marco Metodológico
manera como se haría en el caso real. A continuación se describen cada
uno de los pasos seguidos para la elaboración de un modelo de
simulación:
3.4.2.1- Recopilación de datos para las Corrientes y
Equipos
Las condiciones de alimentación y el flujo individual de cada
componente, temperatura y presión fueron algunos de los datos
suministrados al programa de simulación para la elaboración de la misma.
Las condiciones de salida fueron calculadas posteriormente por el
DO
A
V
R
E
RES
S
programa de simulación a través de balances de materia y energía.
S
O
H
C
E
R
DE
3.4.2.2- Diseño del Diagrama de Proceso
Para el desarrollo de la simulación
fue necesario la
construcción del flujo de diagrama de proceso constituida por los
siguientes
equipos:
Columna
Absorbedora
(V-15),
Columna
Regeneradora (V-16), Intercambiadores de Calor (E-21), (E-22), (E-23) y
(E-25), Tanque de Almacenamiento (V-22), Separador Flash (V-23).
Acumulador (V-17), Hornos H2-A/B y los Filtros F3-A/B.
87
Capítulo II: Marco Metodológico
Tabla # 3.1
Modelo de Operaciones Unitarias Utilizados en los equipos
que conforman el Sistema de Endulzamiento con Diglicolamina
Modelos de Operaciones Unitarias
Equipos
RadFrac
Torre Absorbedora V-15
Columna Regeneradora V-16
Heater
Intercambiador de Calor E-25,
Intercambiador de Calor E-23
S
O
H
C
E
R
DE
Flash2
Heat X
DO
A
V
R
E
RES
S
Intercambiador de Calor E-21
Intercambiador de Calor E-22
Separador Flash V-23
Tanque de Venteo V-22
Fuente: Romero (2005)
88
Capítulo II: Marco Metodológico
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
89
Figura # 3.1
Diagrama de Proceso del Sistema de Endulzamiento con DGA de la Planta LGN I de Pequiven
S
O
D
A
V
ESER
R
S
O
H
DEREC
Fuente: Romero (2005)
90
Capítulo II: Marco Metodológico
3.4.2.3- Definición de las Unidades de Trabajo
Para las unidades de trabajo se seleccionó el Sistema Métrico, por
ser el de mayor aceptación a nivel general, especificando las unidades de
flujo molar, Kmol/hr, flujo másico Kg/hr, temperatura °C y presión
Kg/sqcmg (manométrico ó Kg/sqcm (absoluto).
3.4.2.4- Selección del Modelo Termodinámico
En el proceso de Endulzamiento con Diglicolamina que tiene
como finalidad la absorción de CO2 se forman especies iónicas por lo
OS
D
A
V
R
SEpara el comportamiento de este
con todas las especificaciones requeridas
E
R
S
O
H
C
E
R
tipo de
DEsimulaciones con especies iónicas. Para este modelo
cual fue necesaria la utilización del modelo ELECNTRL, el cual cumple
termodinámico en donde se utiliza un sistema con electrolitos complejo se
tuvo que considerar las siguientes propiedades:
3.4.2.4.1- Especificación de la solución
Consiste en nombrar los componentes que intervienen en el
proceso donde se formarán especies iónicas producto de las reacciones
químicas formadas en cada una de las corrientes
91
Capítulo II: Marco Metodológico
Figura # 3.2: Especificación de la Solución
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Fuente: Romero (2005)
3.4.2.4.2-
Reacciones
de
las
constantes
de
equilibrio
Una vez introducido los componentes integrantes del proceso el
programa predice las reacciones química que tendrán lugar en cada una
de las corrientes del sistema.
92
Capítulo II: Marco Metodológico
Figura # 3.2: Reacciones de las Constantes de Equilibrio
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Fuente: Romero (2005)
3.2.4.5- Coeficientes de actividad iónicas, molecular, y
especies químicas del solvente para fases de separación y cálculos
de reacciones. Solubilidad de gases bajo la ley de Henry
La Diglicolamina no actúa igual para cada uno de los gases
especificados como componentes del sistema; por lo tanto, para aquellos
de poca reacción con la amina se deben primero nombrar como
componentes Henry, y luego se deben ajustar algunos parámetros más
apropiados.
93
Capítulo II: Marco Metodológico
Figura # 3.3: Solubilidad de Gases Bajo Ley de Henry
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Fuente: Romero (2005)
3.4.3- Análisis de Resultados y Validación (Fase III)
Una vez elaborado el modelo de simulación se procede a validar
sus resultados con algún criterio externo, en este caso los parámetros de
diseño de la planta. Cuanta más relación exista entre ambos criterios
mayor validez tendrá la simulación. Para ello, se compararon los
resultados obtenidos en la simulación a condiciones de diseño (máxima
capacidad) con los parámetros óptimos operacionales contenidos en los
manuales operacionales del sistema con la finalidad de determinar el
94
Capítulo II: Marco Metodológico
porcentaje de desviación existente entre ambos criterios, por ende,
mientras menor sea la desviación porcentual mayor será la validez
obtenida en el modelo de simulación.
Luego de verificada la capacidad del modelo en reproducir los
datos de diseño del sistema se procedió a introducir al simulador datos
reales de alimentación correspondientes al mes de febrero. Los resultados
obtenidos por el simulador de las distintas corrientes representan los
parámetros operacionales reales necesarios para poder identificar
posibles desviaciones y cuellos de botellas existentes en distintas áreas
DO
A
V
R
E
temperatura, presión, caudal y concentración.
ES
R
S
O
H
DEREC
S
del sistema. Las variables más importantes sometidas al análisis son:
95
CAPÍTULO IV: RESULTADOS
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
PEQUIVEN
S
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.1- VALIDACIÓN DE LA SIMULACIÓN RIGUROSA
4.1.1.- Columna Absorbedora V-15
Tabla # 4.1
Columna Absorbedora V-15
Diseño
Simulación Desviación
Temp. Tope
43 ºC
41ºC
4.65%
Temp. Fondo
92.22ºC
93.33ºC
1.2%
ppm CO2 Tope
<1000
45ppm
aceptable
Carga Ácida
Amina Rica
0.35
0.3187
aceptable
DO
A
V
R
E
RES
Fuente: Romero (2005)
S
O
H
C
E
DERDe acuerdo a los
S
valores obtenidos en la tabla # 4.13
podemos observar que los resultados obtenidos en la simulación reflejan
con mucha exactitud los valores de operacionales de diseño del sistema..
Los valores de carga ácida y CO2 en el tope no tienen un patrón
establecido pero deben ubicarse debajo del límite máximo propuesto en
el diseño.
97
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.1.2.- Columna Despojadora V-16
Tabla # 4.14
Columna Despojadora V-16
Diseño
Simulación
Desviación
Temp. Tope
104.44ºC
101ºC
3.29%
Temp. Fondo
123.89ºC
127.22
2.69%
Relación de
Despojamiento
Carga Ácida
Amina Rica
Duty
2
1.91
4.5%
0.05
0.023
Aceptable
16869600 kj/h
16869600 kj/h
-
OS
D
A
V
R
E
S
E
R
De acuerdo a los
valores
de
la
tabla # 4.14 se puede observar
S
O
H
C
E
R
DE
los
resultados se acercan mucho a los valores de diseño. El
Fuente: Romero (2005)
que
fabricante del sistema recomienda que la carga ácida no debe se mayor a
1 mol de CO2 por cada 20 moles de amina. Cualquier valor por debajo de
este límite es aceptable en la regeneración de la solución. La energía
calorífica proveniente de los hornos se mantuvo constante debido a que el
sistema fue simulado con el mayor caudal de gas rico que puede procesar
el sistema.
98
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.1.3.- Intercambiador de Calor E-22
Tabla # 4.15
Intercambiador de Calor E-22
Diseño
Heat Duty
Simulación
3416094kj/hr 3283313kj/hr
Desviación
3.89%
Corriente Fría
Temp. Salida
101.67ºC
103.89ºC
2.18%
103.33ºC
98.89ºC
4.29%
Corriente Caliente
Temp. Salida
Fuente: Romero (2005)
OS
D
A
V
R
SE
E
R
La tabla # 4.15 muestra
los
resultados obtenidos en la simulación
S
O
H
C
E
R
DE
las cuales fueron comparados con los datos de diseño del sistema cuyos
resultados se adaptan con mucha exactitud a los parámetros de diseño
del sistema.
99
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2. IDENTIFICACIÓN DE DESVIACIONES Y CUELLOS DE
BOTELLAS
4.2.1.- Flujo de Amina Pobre a V-15
GPM
Gráfica 4.1a
Flujo de Amina Pobre a V-15
200
180
160
140
120
100
80
60
40
20
0
datos reales
diseño
0
10
OS
D
A
V
R
20
30
40
RESE
Shoras
O
H
C
E
R
DE
Fuente: Romero (2005)
Gráfica 4.1b
Flujo de Amina Pobre a V-15
800
700
Lts/min
600
500
datos reales
400
diseño
300
200
100
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
100
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
De acuerdo a los resultados obtenidos en las gráficas 4.1-a/b se
puede observar una considerable desviación entre los valores de diseño y
reales. El flujo de amina que circula en el sistema es mucho mayor al
recomendado por el fabricante, este se debe, a las bajas concentraciones
de amina que posee la solución (gráfica # 4.10). Una mayor concentración
de amina requiere menos tasas de flujo de solución por el sistema y por
ende, menor consumo energético en los hornos H2-A/B.
4.2.2.- Temperatura de Amina Pobre en V-15
DO
A
V
R
E
ES 4.2a
R
Gráfica
S
O
H
S
DERECTemp. De la Amina Pobre en la V-15
140
120
Grados ºF
100
80
datos reales
diseño
60
40
20
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
101
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
Gráfica 4.2b
Temperatura de la Amina Pobre del V-15
60
Grados ºC
50
40
datos reales
30
diseño
20
10
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
DO
A
V
R
E
RES
S
S
O
H
C
E
DER
en la entrada de la columna absorbedora V-15. El aumento en la presión de
Las gráficas 4.2 a/b muestran las elevadas temperaturas existentes
la regeneradora V-16 (gráfica 4.3 a/b) ocasiona mayores demandas
energéticas debido al aumento en el punto de saturación de la solución. Así
mismo, el deterioro avanzado y la falta de mantenimiento en los
intercambiadores de calor E-25, E-21 agravan más la situación, tal como se
muestra en las tablas # 4.17 y 4.18.
102
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.3.- Presión Tope del V-16
Presión en PSIG
Gráfica 4.3a
Presión Tope del V-16
20
18
16
14
12
10
8
6
4
2
0
datos reales
diseño
O
30VAD40
R
E
ES
horas
R
S
O
H
0
10
DEREC
20
S
Fuente: Romero (2005)
Gráfica 4.3b
Presión Tope del V-16
Presión en Kpa
140
120
100
datos reales
80
diseño
60
40
20
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
103
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
Las gráficas # 4.3-a/b muestran las presiones existentes en
la columna regeneradora V-16. Es incremento excesivo en la presión
se hace con la finalidad de que la solución puede llegar al tanque de
almacenamiento V-22. Cuando la columna opera a condiciones de
diseño la solución no llega a este recipiente ocasionando problemas
por bajo de nivel dentro del recipiente, por ende, las bombas P8/10 a/b
podrían colapsar.
4.2.4.- Temperatura Tope del V-16
DO
A
V
R
E
RES
Gráfica 4.4a
Temperatura Tope V-16
S
O
H
C
E
R
E
D200
Temperatura ªF
250
S
150
datos reales
100
diseño
50
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
104
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
Gráfica 4.4b
Temperatura Tope V-16
Temperatura ªC
120
100
80
datos reales
60
diseño
40
20
0
0
10
20
30
40
horas
DO
A
V
R
E
RES
Fuente: Romero (2005)
S
S
O
H
C
E
ER
D
Las gráficas # 4.4 a/b muestran las temperaturas existentes en el
tope de la columna V-16, siendo una de las partes de la torre con mayor
sensibilidad a cambios de temperaturas. Las bajas concentraciones de
amina (gráfica # 4.9) generan mayores flujo de vapor hacia el tope de la
columna, por ende, mayor reflujo de condensado ocasionando continuas
fluctuaciones en la temperatura.
105
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.5.- Temperatura del H2-B
Gráfica 4.5a
Temperatura H2-B
268
Temperatura ºF
266
264
262
260
datos reales
258
diseño
256
254
252
250
248
0
10
20
30
40
horas
DO
A
V
R
Fuente: Romero
(2005)
E
ES
R
S
O
RECH
DE
S
Gráfica 4.5b
Temperatura H2-B
Temperatura ºC
132
130
128
datos reales
126
diseño
124
122
120
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
106
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
Las gráficas # 4.5- a/b muestran las temperaturas existentes en los
hornos H2-A/B. El incremento en la presión de la regeneradora V-16
(gráfica # 4.3 a/b) eleva el punto de ebullición de la solución ocasionando
mayores demandas energéticas en los hornos H2-A/B. Es muy importante
señalar que la solución se degrada si es sometido a altas temperaturas, lo
recomendable es mantenerla por debajo de 260ºF.
4.2.6.- Nivel del H2-B
Gráfica 4.6a
Nivel del H2-B
S
O
H
C
E
R
D100E
Nivel de Líquido (%)
120
DO
A
V
R
E
RES
S
80
datos reales
60
diseño
40
20
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
107
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.7.- Nivel del H2-A
Nivel de Líquido (%)
Gráfica 4.6b
Nivel del H2-A
120
100
80
datos reales
60
diseño
40
20
0
0
10
20
30
40
DO
A
V
R
E
RES
horas
S Romero (2005)
Fuente:
O
H
C
E
DER
S
Las gráfica # 4.6 a/b corresponden a los niveles de líquido
existentes en los hornos H2-A/B. Se puede observar la inestabilidad
existente en ambos equipos de forma aleatoria. Este se debe a que
existen condiciones operacionales distintas en ambos compartimientos
unidos por vasos comunicantes. Esto origina que la presión de un equipo
sea mayor a la del otro, lo cual hace que el flujo de alimentación de
líquido tenga preferencia por alguno de los hornos.
108
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.8.- Nivel del V-17
Nivel de Líquido (%)
Gráfica 4.7
Nivel del V-17
100
80
60
datos reales
40
diseño
20
0
0
10
20
30
40
DO
A
V
R
E
RES
horas
S Romero (2005)
Fuente:
O
H
C
E
DER
S
En la gráfica # 4.7 se puede observar los niveles existentes en el
acumulador de reflujo V-17. Lo recomendable es que el nivel de
condensado se mantenga por debajo del 60%. Los excesivos niveles de
condensado son causados por las bajas concentraciones de amina
existentes en la solución (gráfica #4.9) lo cual genera altas relaciones de
despojamiento (moles de agua/ moles de CO2). Aunado a esto, las
excesivas temperaturas en los hornos H2-A/B (gráficas # 4.5-a/b) generan
un mayor flujo de vapor hacia el tope de la columna V-16.
109
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.9.- Nivel del V-22
Gráfica 4.8
Nivel del V-22
80
70
Nivel en %
60
50
40
datos reales
30
diseño
20
10
0
0
10
S
O
H
C
E
R
DE
O
30 VAD40
R
E
horas
RES
20
S
Fuente: Romero (2005)
La gráfica #4.8 muestra los niveles de líquido del tanque de
almacenamiento V-22. Debido a la dificultad que existe en el flujo de
amina para alimentar este recipiente, los niveles de solución no son muy
estables. Cuando las concentraciones de amina son muy bajas se
generan muchos vapores dentro de este recipiente elevando la presión de
operación por encima de la atmosférica. Este genera una contrapresión
que impide que la amina llegue a su destino lo cual genera una
desestabilizad en los demás equipos, como por ejemplo, la columna
regeneradora V-16.
110
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.10.- Concentración de la DGA
Gráfica 4.9
Concentración de la Diglicolamina
80
70
%p/p DGA
60
50
datos reales
40
diseño
30
20
10
0
0
5
10
15
DO
A
V
R
E
RES
días
S
O
H
C
E
DER
Fuente: Romero (2005)
S
La gráfica # 4.9 muestra los valores correspondiente a las
concentraciones de amina en %p/p. En promedio, las concentraciones de
diglicolamina permanecen por debajo de 40%. La cantidad de flujo de
solución en el sistema es proporcional a la concentración de amina en la
solución, es decir, a mayor concentración de amina menor tasa de flujo lo
que supone mayores ahorros energéticos en todo el sistema. Así mismo,
las bajas concentraciones de amina ocasionan un incremento en el
presión de vapor de la solución ocasionando que algunos recipientes se
presuricen, como por el ejemplo: el tanque de almacenamiento V-22.
111
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.11.- Flujo de Etano No Tratado
Flujo en MMPCED
Gráfica 4.10a
Flujo de Etano No Tratado
16
14
12
10
8
6
4
2
0
datos
reales
capacidad
máxima
0
10
20
30
40
DO
A
V
R
E
RES
horas
S Romero (2005)
Fuente:
O
H
C
E
DER
S
Gráfica 4.10b
Flujo de Etano No Tratado
450000
Flujo en m3/dia
400000
350000
300000
datos reales
250000
200000
capacidad
máxima
150000
100000
50000
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
112
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
La gráfica 14.10-a/b muestra el comportamiento del flujo de etano
no tratado que llega a la absorbedora V-15. Esta columna viene diseñada
para manejar un caudal máximo de 14.2MMPCED (402000m3/día), sin
embargo, el flujo que llega a este equipo no supera en promedio los
6MMPCED (169900m3/día). No es recomendable mantener bajos
caudales de gas rico debido a que la disminución en la presión ejercida en
el área de plato puede generar problemas de goteo (transferencia del
líquido a través de los orificios del plato).
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
113
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.12.- Flujo de Gas Tratado
Gráfica 4.11a
Flujo de Gas Tratado
14
Flujo en MMPCED
12
10
8
datos reales
6
diseño
4
2
0
0
10
20
30
40
DO
A
V
R
E
RES
horas
S Romero (2005)
O
Fuente:
H
C
E
DER
S
Gráfica 4.11b
Flujo de Gas Tratado
400000
Flujo en m3/D
350000
300000
250000
datos reales
200000
diseño
150000
100000
50000
0
0
10
20
30
40
horas
Fuente: Romero (2005)
114
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
La gráfica # 4.11-a/b muestra los valores de flujo de etano
tratado. La producción de gas etano en especificación es relativamente
debido a los problemas existente en el suministro de gas rico que alimenta
a la planta (gráfica # 4.10-a/b). El sistema tiene la capacidad de manejar
caudales de gas de hasta 353960m3/día, sin embargo, la producción no
supera los 150000m3/día.
4.2.13.- Caída de Presión en E-25
Tabla # 4.16
OS
D
A
V
R
Intercambiador S
deE
Calor E-25
E
R
S
O
H
C
E
R
DE
Sistema Internacional
Datos Tomados en Campo para Determinar Caídas de Presión
Real
Diseño
%Desviación
Presión de Entrada
3343,9kpa
3206,06kpa
4.3%
Presión de Salida
3033,69kpa
3102,64kpa
2.22%
Diferencial de Presión
310,26kpa
103,421kpa
200%
Fuente: Romero (2005)
De acuerdo a los resultados mostrados en la tabla #4.15 se puede
observa un desviación de 200% aproximadamente en el diferencial de
presión con respecto a los valores de diseño. Esto indica que existe una
alta tasa de ensuciamiento dentro de los tubos de este equipo. La falta de
mantenimiento trae como consecuencia una disminución considerable en
115
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
la eficiencia del intercambiador de calor.
4.2.14.- Caída de Presión H2-A/B y V-22
Tabla # 4.17
Resultados de la Simulación en Aspen Plus 11.1
Caídas de Presión entre los tramos H2-A/B y V-22
Diseño
Real
Desviación
Tramo H2-a/b – E-22
6.89kpa
20.68kpa
200%
Entrada E-22 – Salida E-22
34.47kpa
20.68kpa
-40,02%
Salida E-22 – Entrada V-22
34.51kpa
41.37kpa
19.87%
Caída de Presión Total
82.74kpa
89.63kpa
8.33%
OS
D
A
V
R
SE
E
R
S
O
H
DEREC Fuente: Romero (2005)
Los valores mostrados en la tabla # 4.17 describen las caídas de
presión existentes entre los tramos de tubería H2-a/b y el tanque de
almacenamiento V-22. Los datos reales representan mediciones tomados
directamente en el área operacional, mientras que los datos de diseño
fueron calculados mediante el simulador Aspen Plus 11.1. La caída de
presión total en los tramos de tubería no indica pérdidas excesivas de
presión que suponga la existencia de algún obstáculo que afecte la
circulación de la solución. Así mismo, no se encontraron caídas de
presión considerables en el intercambiador de calor E-22.
116
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.15.- Caída de Presión en E-21
Tabla # 4.18
Datos Medidos en Campo para Determinar Caídas de Presión
Intercambiador de Calor E-21
Sistema Internacional
Real
Diseño
%Desviación
Presión de Entrada
3033.69kpa
3102.64kpa
2.22%
Presión de Salida
2882kpa
2999.21kpa
3.9%
Diferencial de Presión
151.68kpa
103.421kpa
46.66%
Fuente: Romero (2005)
DO
A
V
R
E
RES
S
De acuerdo a los valores mostrado en la tabla # 4.18 se puede
S
O
H
C
E
R
DE
observar que existe una desviación en el diferencial de presión de
aproximadamente 46.66% con respecto a los valores de diseño. Esto
indica que existen taponamientos internos en las tuberías producto de la
alta tasa de ensuciamiento existente en la solución.
117
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.16.- Diferencial de Presión del H2-A/B
Tabla # 4.19
Datos Medidos en Campo
Presión de Operación de los Hornos H2-A/B
Sistema Internacional
Real
Diseño
%Desviación
Presión del H2-A
117,21kpa
68,94kpa
70%
Presión del H2-B
137,89kpa
68,94kpa
100%
Diferencial de
Presión
20.68kpa
0
-
OS
D
A
V
R
De acuerdo a los valores obtenidos
SE en la tabla #4.19 se puede
E
R
S
O
H
C
E
R
observar
DEque existe un diferencial de presión de aproximadamente
Fuente: Romero (2005)
20.68kpa con respecto a los valores de diseño. Es preciso señalar, que
las condiciones operacionales de ambos equipos deben ser las mismas.
Este diferencial de presión es originado por la inexistencia de un sistema
de control eficiente que permita mantener las temperaturas de ambos
equipos similares.
118
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.17.- Pérdidas de Solución en V-22
Gráfica # 4.12
Resultados de la Simulación en Aspen Plus 11.1
Pérdidas de Solución en el V-22
P é rd id a s d e D G A p o r e l
T o p e (lb /h r)
Tanque de Almacenamiento V-22
600
220
500
225
400
230
300
200
100
OS
D
A
V
R
E
235
S
OS RE
H
D0 ER0,3EC 0,4
0,5
0,6
240
245
0,7
%Concentración DGA
Fuente: Romero (2005)
La gráfica # 4.12 se puede observar las pérdidas de solución en el
tope del V-22 producto de las bajas concentraciones de amina y elevadas
temperaturas de operación. A medida que se incremente la concentración
de amina se obtiene menos pérdidas de solución debido a la disminución
de la presión de vapor de la solución, evitando de esta manera el arrastre
por el tope del recipiente. Así mismo, es recomendable mantener
temperaturas por debajo de 110ºC (230ºF) para disminuir los más posible
el venteo hacia la atmósfera.
119
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.18.- Variación en Concentración de DGA en V-15
Tabla # 4.20
Resultados de la Simulación en Aspen Plus 11.1
Absorbedora V-15 a distintos %p/p DGA
Flujo: 10.1lts/seg
CO2: 11%
Temp.
Fondo
(ºC)
93.33
ppm
CO2
CO2 en DGA rica
(moles/hr)
70
Carga Ácida
(mol DGA/mol
Co2)
0.3187
38
245.037
60
0.3621
88.33
40
238.58
50
0.4227
82.78
40
232.11
40
0.4543
72.22
%p/p
DGA
S
41 ADO224.99
V
R
SE 190
E
R
35.8
0.5564
71.67
215.94
S
O
H
DEREC
Fuente: Romero (2005)
De acuerdo a los resultados mostrados en la tabla # 4.20 se puede
observar la incidencia de la concentración de la amina en la carga ácida
en la absorbedora V-15. A medida que disminuye la concentración amina
en la solución se eleva la carga ácida de la solución que sale por el fondo
de la torre. Cuando la carga ácida es muy alta se requiere mayor
demanda enérgica y se incrementa la tasa de corrosión en el sistema, es
por ello, que la GPSA recomienda que dicho valor no sea mayor que 0.4.
120
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
4.2.19.- Variación en Concentración de DGA en V-16
Tabla # 4.21
Resultados de la Simulación en Aspen Plus 11.1
Columna Regeneradora V-16 a distintos %p/p de DGA
Presión: 158.6kpa
Flujo: 12.87lts/seg
Duty: 16880960kj/h
70%
Alimentación
(mol/hr)
Tope V-17
(mol/hr)
Fondo
(mol/hr)
CO2
194.25
189.86
4.384
Agua
1774.28
31.3
1743.39
Temp.
Fondo
(ºC)
127.6
Temp.
Tope
(ºC)
100.28
117.6
Temp.
Tope
(ºC)
110.1
OS
D
A
V
R
35%
Alimentación Tope V-17
Fondo
Temp.
SE
E
R
S
(mol/hr) HO(mol/hr)
(mol/hr)
Fondo
C
E
R
(ºC)
DE
CO2
92.5
67.02
25.48
Agua
3981.1
11.051
3970.17
Fuente: Romero (2005)
La tabla # 4.21 muestra los resultados obtenidos del simulador
Aspen Plus 11.1 en la columna regeneradora V-16. Se puede observar
que con una concentración de 70% p/p de amina la temperatura en el
fondo es mayor que al 35% p/p. Mientras más concentrada este la
solución mayor será el punto de ebullición y su capacidad para retener
compuestos ácidos, por ende, el incremento de moléculas de CO2 en el
tope de la columna será mucho mayor. Esta columna está diseñada con
121
Capítulo IV: Resultados de la Investigación
una relación de despojamiento igual a 2 (moles de agua/moles CO2), por
ende, cuando se disminuye la concentración de la solución la relación
aumenta proporcionalmente dando lugar a una mayor tasa de reflujo en la
columna debido a una mayor acumulación de moléculas de agua en el
tope.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
122
CONCLUSIONES
•
Las mediciones realizadas en el área operacional indican que
existen obstrucciones en los intercambiadores de calor E-25/ E-21.
•
Los intercambiadores de calor E-25/ E-23 poseen un deterioro
avanzado de sus componentes internos.
•
Los resultados de la simulación indican que existen pérdidas de
solución por arrastre en el tope del tanque de almacenamiento V-22.
•
Las presiones operacionales del tanque de almacenamiento V-22
DO
A
V
R
E
RES
S
están por encima de la presión atmosférica lo cual genera una contra-
S
O
H
C
E
ER
D
Existen altas presiones operacionales en la columna regeneradora V-
presión en la alimentación proveniente de la columna V-16.
•
16 que alteran las condiciones operacionales de todo el sistema.
•
Los resultados de laboratorio indican excesivas cargas ácidas en la
solución.
•
Existen bajas concentraciones de amina en la solución.
•
Se
observaron
elevadas
temperaturas
en
todas
las
áreas
operacionales del sistema.
•
Se observó deterioro avanzado por corrosión en los equipos y tuberías
pertenecientes al sistema de endulzamiento.
•
Existen bajos flujos de gas rico en la entrada de la columna
absorbedora V-15.
•
Se constataron elevadas tasas de circulación de solución por el
123
sistema.
•
No se encontraron pérdidas de presión considerables en las tuberías
comprendidas entre los tramos H2-A/B y el tanque de almacenamiento
V-22.
•
La válvula LCV-718 perteneciente a los hornos H2-A/B no logra
mantener estable los niveles de líquidos existentes en ambos equipos.
•
No existe un mecanismo de control efectivo para medir y controlar el
consumo de combustible por parte de los hornos H2-A/B
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
124
RECOMENDACIONES
•
Realizar
labores
de
mantenimiento
y
reparación
a
los
intercambiadores de calor E-21, E-23 y E-25.
•
Incrementar la concentración de Diglicolamina, de acuerdo con las
recomendaciones sugeridas por la GPSA.
•
Mantener la presión de la regeneradora dentro de los parámetros de
diseño.
•
Mantener la temperatura de la solución de amina pobre que alimenta
DO
A
V
R
E
RES
S
al tanque de almacenamiento V-22 por debajo de 220ºF.
S
O
H
C
E
ER
D
regeneradora V-16 para garantizar un despojamiento óptimo.
•
Mantener una temperatura adecuada en el fondo de la columna
•
Poner en funcionamiento el recuperador H-3 para eliminar del
sistema los productos de degradación de la amina, tales como:
sulfuro de hierro, sales térmicas estables, sólidos suspendidos, entre
otros.
•
Realizar una evaluación hidráulica a la columna absorbedora V-15
para determinar el flujo mínimo de gas de alimentación con la cual
puede operar.
•
Instalar rotámetros que permitan medir y controlar los caudales de
combustibles que alimentan a los hornos H2-A/B.
•
Instalar instrumentos de medición de temperatura y presión en
aquellas áreas y equipos que son esenciales para mantener un
125
control operacional eficiente del sistema.
•
Poner en funcionamiento el filtro de carbón activado F-3B.
•
Instalar válvulas controladores de nivel independientes en los Hornos
H2-A/B en sustitución de la Válvula LCV-718.
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
126
Bibliografía
1. ARIAS F. . El Proyecto de Investigación . Editorial Episteme. 3era
Edición. 1999.
2. ASPEN PLUS.
Manual Básico de Operaciones del simulador de
Procesos (Aspen Plus  11.2).
3. CHACÍN, NETOR Simulación del Sistema de Síntesis de las Plantas
de Amoníaco . Trabajo Especial de Grado. Maracaibo. Universidad
Rafael Urdaneta. Facultad de Ingeniería. Escuela de Ingeniería
DO
A
V
R
E
RES
Química. 1998.
4.
S
O
H
C
E
Curso Básico.
DERTratamiento del Gas Natural . CIED (1989).
S
5. DICKSON T. Introducción a la Química, Editorial Mc Graw Hill. 8th
edición (2001). Buenos Aires - Argentina .
6. Engineering Data Book
7. MARTINEZ
J.
Ingeniería
de
Gas
Principios
y
Aplicaciones
Ingenieros Consultores S.R.L. (1995), Maracaibo-Venezuela.
8. MARTINEZ J.
Diseño Conceptual de Separadores . Ingeniero
Consultores S.R.L. (1995). Maracaibo
Venezuela.
9. MARTINEZ J. Endulzamiento del Gas Natural . Ingeniero Consultores
S.R.L. (1995). Maracaibo
Venezuela.
127
10. MENDEZ J. Elaboración de un Proyecto de Investigación . Editorial
Episteme 2da Edición (1999).
11. PERRY J. Manual del Ingeniero Químico
7ma edición. Grupo
Editorial Iberoamericana (1992).
12. NATCO Manual de LGN I Division of Combustión Engineering INC.
(1975).
13. RISQUEZ Y PEREIRA Metodología de la Investigación Editorial
Episteme (1996). Buenos Aires
Argentina.
DO
A
V
R
E
S
1992. Editorial Iberoamerica, Madrid
-E
España.
R
S
O
H
DEREC
S
14. WHITTEN, Kennet. Química General. Tercera Edición. Mc Graw-Hill.
15. www.gas-training.com
128
ANEXOS Y APÉNDICE
ANEXO 1.- Datos de Diseño de Los Equipos
Tabla A1
COLUMNA ABSORBEDORA (V-15)
Absorber los componentes ácidos
del gas natural por medio una
reacción exotérmica con DGA.
Finalidad
Características Físicas de Diseño
Equipo
Tipo
Diámetro interno
Presión Máx. de Diseño
Temperatura Máx. de Diseño
Tolerancia contra la corrosión
Material
Número de platos
Espaciamiento entre platos
Condiciones de entrada
Amina pobre (tope) 204gpm
Gas Ácido (fondo) 14.2MMPCED
Condiciones de Salida
Amina Rica (Fondo)
Gas Tratado (tope) 12,58MMPCED
S
O
H
C
E
R
DE
Absorbedora de Amina
Plato (tipo válvula)
1.22m (4ft)
3412,9kpa
38ºC
1/8´´ Código Asme
Acero al Carbono ASTM A-515-70
20 tipo válvulas
0.61m (2ft)
DO
A
V
R
E
RES
S
41ºC
17°C
2854,42kpa
2688,95kpa
Fuente: Romero (2005)
129
Tabla # A2
COLUMNA DESPOJADORA (V-16)
Finalidad
Equipo
Tipo
Diámetro externo
Tolerancia contra la corrosión
Material
Número de platos
Espaciamiento entre platos
Tipo de empaque
Longitud de relleno
Condiciones de entrada
Amina rica (3er plato)
Recirculación de Vapor
Condiciones de Salida
Amina Pobre (fondo)
Gas Ácido (tope)
Vapor (tope)
CO2 (tope)
S
O
H
C
E
R
DE
Regenerar la solución de amina
eliminando los componentes ácidos
del gas para devolverlos al sistema
Columna Regeneradora
Plato y Relleno
1.52m (5ft)
1/8´´ Código Asme
Acero al Carbón ASTM A-285C/ SA240
8 perforados
0.61m (2ft)
Anillos pall (1.5 pulgadas)
7.32m (24 ft)
DO
A
V
R
E
RES
S
102ºC
8437kg/hr
170,30kpa
104ºC
2948.35 kg/hr
3482 kg/ hr
Fuente: Romero (2005)
130
Tabla # A3
TANQUE DE VAPORIZACIÓN (FLASH TANK V-23)
Separar el gas que se disuelve en la
solución
Características Físicas de Diseño
Equipo
Separador Horizontal Flash
Presión de Operación
790.83kpa
Temperatura de Operación
92ºC
Diámetro externo
1,0668 (3.5ft)
Capacidad
2461lts
Tiempo de Residencia
3 minutos
Finalidad
Fuente: Romero (2005)
Tabla # A4
DO
A
V
R
E
RES
S
INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-21)
Enfriar la amina pobre para su
entrada a la columna V-15
Equipo
Intercambiador de Calor
Tipo
Carcaza y Tubo
Fluido Circulante
Amina Pobre
Presión de Diseño
4233kpa
Temperatura de Diseño
127ºC
Duty
1196687kj/hr
Lado Tubo
Fluido
Agua
Temperatura de Entrada
33ºC
Temperatura de Salida
41ºC
Gravedad Específica
1.0
Viscocidad Cp
0.69
Caída de Presión
170.3kpa
Lado Carcaza
Fluido
Amina Pobre (DGA)
Temperatura de Entrada
49ºC
Temperatura de Salida
41ºC
Presión de Operación
3406kpa
Velocidad
0.3m/s
Flujo másico
47654.4kg/hr
Caída de Presión
97kpa
Gravedad Específica
1.07
Finalidad
S
O
H
C
E
R
DE
Fuente: Romero (2005)
131
Tabla # A5
INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-25)
Finalidad
Enfriar la solución provenientes de
las bombas P8-A/B P10-A/B
Equipo
Intercambiador de calor
Tipo
Ventilación con aire
Fluido Circulante
70% DGA
Caída de Presión
103.42kpa
Flujo másico
13.24kg/seg
Temperatura de Entrada
100ºC
Temperatura de Salida
49ºC
Duty
7696755kj/hr
Datos de Construcción
Número de Pases
6-5
Material del tubo
A214
Presión de Diseño
3447.39kpa
Temperatura de Diseño
149ºC
Datos del Aire
Temperatura de Entrada
35ºC
Temperatura de Salida
58ºC
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Fuente: Romero (2005)
132
Tabla # A6
INTERCAMBIADOR DE CALOR (E-23)
Finalidad
Condensar el vapor proveniente del
tope de la V-16
Equipo
Intercambiador de Calor
Tipo
Ventilación con aire
Fluido Circulante
2908 kg vapor, 3555kg CO2
Caída de Presión
13.79kpa
Temperatura de Entrada
104.44ºC
Temperatura de Salida
60ºC
Duty
6747840Kj/hr
Datos de Construcción
Número de Pases
4-1
Material del tubo
A214
Presión de Diseño
441.27kpa
Temperatura de Diseño
177ºC
Datos del Aire
Temperatura de Entrada
35ºC
Temperatura de Salida
62ºC
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
Fuente: Romero (2005)
133
Tabla # A7
E-22
Finalidad
Equipo
Tipo
Condiciones de Diseño
Fluido Externo Interno
Longitud de Tubos
Diámetro Tubos
Número de Tubos
Material de Los tubos
Presión Max de Diseño carcaza
Temperatura Max de Diseño Carcaza
Presión Hidrostática Máx Carcaza
Presión Max. de Diseño Tubos
Temperatura Max. Diseño Tubos
Presión Hidrostática Máx Tubos
Diámetro Brida Tubos
Diámetro Brida Carcaza
S
O
H
C
E
R
DE
Aprovechar la energía calórica
proveniente de la amina pobre
transfiriéndola a la amina rica
Intercambiador de Calor
Carcaza y tubo
Amina Rica / Amina Pobre
6.71m (22´)
¾ ´´ (16)
358
Sa 249 3041
1034.22kpa
260°C
1551.33kpa
1034.22kpa
260ºC
1551.33kpa
4´´ , 6 ´´ - 150 # RFWN
4´´, 6´´ - 150 # RFWN
DO
A
V
R
E
RES
Lado Tubo
Fluido
Temperatura de Entrada
Temperatura de Salida
Caída de Presión
Calor Específico (Btu/ Lb-°F)
Viscosidad del Líquido (Cp)
Amina Rica
81.11ºC
101.17ºC
34.47kpa
0.775
1.5 @121°C 5.0 @87ºC
Lado Carcaza
Fluido
Temperatura de Entrada
Temperatura de Salida
Viscosidad del líquido (Cp)
Calor Específico (Btu/ Lb-°F)
Caída de Presión
Amina Pobre
121ºC
103.33ºC
1.5 @ 121ºC
0.79
34.47kpa
S
Fuente: Romero (2005)
134
Tabla # A8
Recuperador H3
Finalidad
Equipo
Fluido Circulante
Presión de Operación
Temperatura de Entrada
Temperatura de Salida
Flujo Volumétrico
Provee una destilación continua de
una pequeña porción de la corriente
de DGA del fondo de la
regeneradora
removiendo
contaminantes no volátiles de la
solución.
Recuperador Reclaimer
Amina Regenerada
165.47kpa
121.11ºC
182.22ºC
7.57lt/min (2,7Gpm)
DO
A
V
R
E
S
Fuente: Romero
E(2005)
R
S
O
RECH
DE
S
Tabla # A9
Rehervidor H2-A/B
Calentar la solución hasta el punto
de ebullición, por medio del fuego
directo generando vapores que
circulan a través de la V-16
Equipo
Rehervidores H2-A/B
Presión de Operación
172kpa
Temperatura de Operación
121ºC
Duty
16869600 kj/hr
Nivel Mínimo de Líquido
25%
Diámetro externo
2.13m (7ft)
Finalidad
Fuente: Romero (2005)
135
Tabla # A10
Finalidad
Equipo
Temperatura Máxima de trabajo
Presión Máxima de trabajo
Temperatura de Operación
Presión de Operación
Nivel Máximo de Líquido
Diámetro externo
Altura
V-17
Reciclo de la V-16
Separador vertical
343.33ºC
165.47kpa
140°F
Atmósferica
60%
0.61m (2.5ft)
2.13m (7.5ft)
Fuente: Romero (2005)
DO
A
V
R
E
Tabla #R
A11
ES
S
O
RECH
DE
S
V-22
Finalidad
Temperatura de Operación
Presión de Operación
Nivel de Operación
Diámetro externo
Altura
Capacidad
Tiempo de residencia
218°F
Atmosférica
50%
2.13m (7ft)
4.57m (15ft)
25267.62lts (6675gal)
30 minutos
Fuente: Romero (2005)
136
2.- Datos de las Corrientes
Amina
Pobre
40.56
Gas
Dulce
40.56
3
4
Temperatura (ºC)
Amina
Rica
93.33
77.22
77.2
Presión (Kpa)
2854.4
3026.81
2682.1
786
717.06
Flujo Másico (kg/seg)
14.17
13.22
6.40
13.93
13.93
5
6
9
10
11
77
77
16.67
101.67
Temperatura (ºC)
Presión (Kpa)
786
786
Flujo Másico (kg/seg)
13.93
101
2854.44 455.06
151.69
7.11
1.06
13.93
S 17
D
16 O
A
V
R
SE60 60.2 60.2
E
R
60
60
S
HO
12
13
15
DEREC 137.9
137.9
137.9
303.37
303.37
1.06
0.77
0.29
0.29
0.22
19
24
25
27
28
60.2
127.22
104.44
104.44
104.44
303.37
165.47
131
117.21
117.21
0.07
13.22
13.22
13.22
13.22
29
30
31
32
33
Temperatura (ºC)
106.11
48.89
104.44
40.56
77.22
Presión (Kpa)
3302.6
3199.18
101.13
3095.8
579.16
Flujo Másico (kg/seg)
13.22
13.22
13.22
13.93
Temperatura (ºC)
Presión (Kpa)
Flujo Másico (kg/seg)
Temperatura (ºC)
Presión (Kpa)
Flujo Másico (kg/seg)
Fuente: Romero (2005)
137
S
O
H
C
E
R
DE
DO
A
V
R
E
RES
S
138
Figura # A1
Diagrama de Proceso del Sistema de Endulzamiento con DGA
S
O
D
A
V
ESER
R
S
O
H
DEREC
Fuente: Romero (2005)
Fuente: Romero (2005)
139