En el tratamiento del gas natural, existen varios procesos disponibles para remover los gases ácidos. Soluciones acuosas de las alkanolaminas las más extensivamente usadas [1]. Estos procesos de alkanolaminas se caracterizan por “transferencia de masa aupada por reacciones químicas” en las cuales las bases ácidos reaccionan directamente o a través de un mecanismo regulado de ácido-base con las alkanoaminas para formar especies no volátiles de especies iónicas. Para mayor información sobre el tratamiento el gas agrio sugerimos ver las referencias [1-6].

 

De acuerdo con Seagraves , et.al. [6], las pérdidas de aminas por vaporización constituyen una mínima porción de las pérdidas totales del solvente, las cuales pueden ser por medios mecánicos, deslizamiento dentro del equipo debido a la formación de espumas, la solubilidad, más la vaporización y degradación. “La vaporización y degradación asumen solo un 3% de las pérdidas totales de la solución” [6]. Sin embargo, puede ser significativo a presiones bajas.

 

En este previo del mes (PDM), se investigará el efecto de la presión y temperatura sobre las pérdidas del MDEA por vaporización en el tope de la contactara, y regeneradora, más el gas de despojo. Específicamente, este estudio se enfoca en la variación de estas pérdidas con presión de alimentación en rango de 5.52 MPa hasta 8.28 MPa (800 lpca a 1200 lpca). Para cada presión, la temperatura fue variada entre 21.1 °C a 48.9 °C (70 °F a 120 °F).

 

Mediante la ejecución de simulaciones de computación del proceso de endulzamiento con MDEA, varias cartas fueron presentadas para demostrar del impacto de la presión y temperatura sobre las citadas perdidas, más otros parámetros operacionales tales como el volumen de circulación del MDEA pobre.

 

 

Caso en Estudio:

Con propósito de ilustración, este previo considera el endulzamiento de .84 x 106 m3Std/d (100.2 MMSCFD) de un gas natural agrio aplicando el MDEA. La Tabla 1 presenta su composición y gasto. La presión de este gas fue variada entre 5.52 MPa hasta 8.28 MPa con incremento de 0.690 MPa (800 lpca to 1200 lpca con incremento de 100 lpca). Para cada presión, la temperatura fue variada de 5.52 MPa hasta 8.28 MPa con incremento de 0.690 MPa (800 lpca a 1200 lpca con incremento de 100 lpca. Para cada presión, la temperatura fue variada de 21.1 °C a 48.9 °C con incremento de 5.5 °C (70 °F a 120 °F con incremento de 10 °F). Este previo aplica el conjunto de Simulación (software) ProMax [1] con el paquete explícito “Amine Sweetening” (Endulzamiento por Aminas) para llevar a cabo los cómputos del caso.

 

 

Tabla 1. Composición y Caudal de la Alimentación

 

 

La Figura 1 [7] presenta un diagrama de flujo de proceso típico para este caso en estudio. Nótese que este diagrama presenta un enfriador de pulitura para controlar la temperatura del tope del absorbedor, y un condensador de reflujo el cual minimiza las pérdidas del agua y MDEA en la corriente de gas ácido.

 

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso para la Unidad de Endulzamiento por Aminas [7]

 

 

Las siguientes especificaciones/presunciones para el caso en estudio son consideradas:

 

Absorbedor/Columan Contactora

►Gas agrio de alimentación saturado con agua

►Número de etapas teoricas = 7

►Caída de presión = 20 KPa (3 lpca) (3 psi)

►Temperatura de la solución de amina pobre = Temperatura del Gas Agrio de Alimentación. Típicamente la solución pobre debe estar unos 5.5 °C (10 °F) mayor que el gas de entrada, pero no es preocupante la temperatura del punto de rocío del hidrocarburo de esta corriente.

 

Columna Regeneradora/Arrastradora

►Numero de etapas teóricas = 10 (excluyendo condensador y regen.)

►Presión solución rica = 414 kPa (60 lpca); típicamente corriente 6 poseen válvula de Alivio para reducir presión a la de la columna arrastradora.

►Temperatura de la solución rica = 98.9 ℃ (210 ℉); esta es conservadora y pudiese ser hasta 107 C a 414 kPa (225 °F y 60 lpca)

►Temperatura Condensador = 48.9 ℃ (120 ℉); esto refleja clima cálido con enfriador aéreo.

►Diferencial presión = 21 kPa (3 psi)

►Presión y Temperatura de Fondo = 214 kPa (31 lpca), aproximadamente 126 °C (259 °F)

 

Carga Térmica Rehervidor

►Gasto Vapor = 132 kg of vapor/m3 de solución de amina (1.1 lbm/galón) por caudal circulación de amina

►Presión Vapor Saturado = 348 kPag (50 lpcg) a 147.7 °C (297.7 °F)

 

Intercambiadores de Calor

►Caída Presión Enfriador Amina Pobre = 35 kPa (5 lpc)

►Presión Lateral Rica = 35 kPa (5 lpc)

►Presión Lateral Pobre = 35 kPa (5 lpc)

 

Bomba Principal

►Presión Descarga = Presión Gas Agrio Alimentación + 35 kPa (5 lpc)

►Eficiencia = 65%

 

Bomba de Reflujo

►Presión Descarga = 350 kPa (50 lpc)

►Eficiencia = 65%

 

Concentración y Gasto de Circulación de la Amina Pobre

►Concentración MDEA en la Amina pobre = 50% de peso

►El gasto de la amina pobre fue ajustada (por la herramienta de soluciones) para reducir la concentración del H2S en el gas dulce a 4 ppmv (los resultados calculados resultaron en una carga total de la amina rica en el rango de ~0.28 to 0.54 moles gas acido /moles de MDEA)

►Las cargas totales en la solución pobre fueron en el rango de ~0.002 to 0.004 moles gas ácido/moles de MDEA

 

Válvula de Expansión de la Solución Rica

►Presión tanque despojo = 448 kPa (65 lpca)

 

 

Resultados y Discusión:

Para las especificaciones citadas, se aplica el ProMax [7] para similar el diagrama de flujo de proceso en la Figura 1. El objetivo fue el de producir un gas dulce con un 4 ppmv de H2S y menos que un 3 % molar de CO2. Para poder lograr estas especificaciones, se determinó, el gasto volumétrico requerido del MDEA aplicando el proceso de solución de tareas (solver tool) para luego registrar los parámetros computados. Los siguientes parámetros se reportan a continuación y los restantes se presentan en el Apéndice.

 

1. Gasto Circulación del MDEA así como sus pérdidas de vaporización en el

►Gas dulce

►Gas de equilibrio del tanque de “Flash” de aminas

►Gas ácido del regenerador/despojador

 

2. Carga sobre el H2S, CO2, y sobre el gas ácido total (moles gas ácido/moles MDEA) en

►Amina pobre

►Amina rica

 

3. Concentración del H2S and CO2 en el gas dulce

 

4. Cargas Térmicas

►Regenerador/Despojador condensador y rehervidor

►Intercambiador Pobre-Rico

►Enfriador de ajuste de la Amina Pobre

 

5. Requerimientos de Potencia de Bombeo

►Bomba de Reflujo

►Bomba Principal

 

 

Para el gas de alimentación cinco presiones y para cada presión 6 temperaturas fueron simuladas. Conservando la claridad y evitando congestión de curvas en los diagramas, solo los resultados para la menor, la ponderada, y la mayor presión fueron presentadas.

 

La variación de los parámetros operacionales como función de presión y temperatura son presentados en las Figuras 2 al 6 para el gasto del MDEA pobre, pérdidas totales del MDEA, razón de ésta pérdida en el gas dulce a la pérdida en el gas de equilibrio (Flash Tank), % molar del CO2 en el gas dulce, y la carga total del gas ácido en el MDEA pobre y rico, respectivamente. Se fijó la temperatura dela amina pobre a la del gas de alimentación. Así mismo, la temperatura del plato superior y el gas dulce se fijaron en 5.5 °C a 11 °C (10 °F a 20 °F) mayores que la temperatura del gas de entrada. En todos los casos la presión del gas dulce se fijó en 21 kPa (3 psi) menor que el gas de alimentación.

 

La Figura 2 presenta la variación del caudal de circulación del MDEA pobre en metros cúbicos estándar por hora m3S/h (galones estándar por minuto, gspm), como función de la presión y temperatura del gas agrio. La Figura 2 indica que mientras aumenta la temperatura del gas agrio igual aumenta el gas del MDEA pobre. Sin embargo, mientras aumenta la presión de éste gas, el correspondiente gasto del MDEA disminuye. Como se espera el proceso de absorción funciona mejor a temperatura menor y presión mayor.

 

Figura 2.  Variación del gasto volumétrico del MDEA pobre con presión y temperature

 

 

Las pérdidas de vaporización del MDEA pueden ocurrir con gas dulce, gas de despojo, y un gas ácido los cuales son reemplazados por el MDEA en la corriente de reabastecimiento. La Figura 3 presenta la variación del gasto total de las pérdidas del MDEA como función de la presión del gas agrio de alimentación y la temperatura del gas dulce. Ésta también indica que mientras aumenta la presión y temperatura del gas de entrada, igual aumentan las pérdidas del MDEA por vaporización. Dado el gasto del MDEA, las pérdidas por vaporización típicamente aumenta con aumento de temperatura pero disminuye con alzas de presión. Sin embargo, con se presenta en la Figura 2, la circulación del MDEA pobre aumenta con temperature.

 

Una combinación entre aumentar el impacto de la temperatura y caudal de circulación supera el efecto negativo del aumento de presión sobre las tasas de vaporización. De otra manera, a mayores presiones, el caudal de circulación es algo menor, lo que indica que para la misma temperatura de entrada del gas, la temperatura del gas dulce es algo mayor así como las pérdidas de vaporización del MDEA. La baja tasa de vaporización del solvente está de acuerdo con lo presentado en la Figura 1 por Teletzke y Madhyani para un 50 % de porcentaje de peso del MDEA a altas presiones de 6.21 MPa (900 lpca) [8]. Ésta perdida en el tope de la unidad despojadora/regeneradora fue prácticamente cero.

 

Figura 3.Variación de las pérdidas por vaporización del MDEA con presión y temperatura

 

 

La Figura 4 presenta la variación de la razón de pérdidas por vaporización del de MDEA en el gas dulce a las mismas en el gas de despojo (flash gas) con presión y temperatura. Esta Figura indica que estas son unas 150 a 4600 mayores en el gas dulce vs. el gas de despojo. Esta Figura verifica que la principal pérdida por vaporización ocurre en el tope del absorbedor/contactor.

 

Figura 4 Variación de la razón de pérdidas por vaporización del MDEA en el gas dulce a la del gas de despojo (base másica) con presión y temperatura

 

 

La Figura 5 presenta la variación de la concentración del CO2 en el gas dulce como función de la presión y temperatura del gas agrio. Las concentraciones calculadas en el gas dulce fueron de rango entre 1.2 a 1.6 % molar, lo cual es menor que el nivel especificado de 3 % molar para todas las presiones y temperaturas consideradas. La Figura 5 indica que mientras aumenta la temperatura del gas agrio de entrada la concentración del CO2 en el gas dulce disminuye. Sin embargo, la presión del gas agrio de entrada posee poco efecto sobre la concentración del CO2 a temperaturas bajas pero a mayores y con aumento de presión, el % molar del CO2 disminuye, A mayores temperaturas la tasa de circulación del MDEA aumenta, lo cual reduce la concentración del CO2 en el gas dulce.

 

Figura 5 . Variación de la concentración del CO2 en el gas dulce con presión y temperatura

 

 

La Figura 6 presenta la variación de las cargas molares totales del gas ácido en las soluciones pobres y ricas como función de la presión y temperatura del gas agrio de entrada. Ésta indica que la carga molar sobre la solución pobre es prácticamente independiente de la presión del gas agrio pero disminuye con aumento de temperatura. A mayores temperaturas, mayor cantidad del gas ácido se libera del tanque de despojo, y menor cantidad de gas ácido se maneja en el regenerador. El gasto fijo de la corriente ejerce mejor función en el despojo. Algunos sistemas poseen un contactor de baja presión para este gas de “flasheo”, lo cual pudiese recapturar los gases ácidos y posiblemente cambiar los resultados. La Figura 6 también indica que mientras aumenta la temperatura de la corriente de alimentación las cargas sobre la solución rica disminuye pero aumenta con presión. A mayor temperatura el gasto del MDEA aumenta lo cual disminuye la carga de los gases agrios. La recuperación de éstos gases aumenta con temperatura, mientras que el contenido del CO2 disminuye. Cargas ricas son menores debido al aumento de la tasa. Esta circulación aumenta con mayor velocidad que la recuperación del CO2.

 

Figura 6. Variación de las cargas sobre las soluciones ricas y pobres con presión y temperatura

 

 

CONCLUSIONES:

Basado en los resultados obtenidos del caso en estudio, este PDM (TOTM) presenta las siguientes conclusiones:

1. Mientras aumenta la temperatura del gas de alimentación a la columna contactora , la solución pobre del MDEA aumenta mientras que la presión impulsa efecto opuesto (Fig. 2).

2. Mientras aumenta la temperatura del gas de entrada a la contactora, las pérdidas totales del MDEA en circulación por vaporización aumentan (Fig 3).

3. Mientras aumenta la presión del gas de alimentación, las pérdidas del MDEA por vaporización aumentan (Fig 3); sin embargo éstas pérdidas pueden ser significativas en sistemas operando a presiones bajas con temperaturas altas en la columna contactora.

4. Las pérdidas totales en el tope de la contactora son unas 150 a 4600 veces mayor que las mismas en el tanque despojador (Fig 4). Las pérdidas en el tope de la columna regeneradora/despojadora son prácticamente despreciables.

5. El porcentaje molar del CO2 en el gas dulce disminuye con aumento de temperatura debido a una mayor circulación del MDEA y mejor cinética para la absorción del CO2 (Fig 5).

6. La carga sobre el gas acido pobre y rico disminuyen con aumento de la temperatura de entrada debido al aumento de la circulación del MDEA (Fig 6), mientras que la presión imparta menor efecto en dirección opuesta.

7. Aun cuando no estudiado en este PDM las pérdidas mecánicas, y por difusión interna del tope de la contactora y regeneradora así como las misma a través de los cambios de filtros son también fuentes de pérdidas y de mayor volumen que las de vaporización citadas acá.

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer sus problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas  G6(Gas Treating and Sulfur Recovery), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF4 (Oil Production and Processing Facilities) and PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Processing Facilities) courses.

Written By: Dr. Mahmood Moshfeghian

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REFERENCES

1. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.

2. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules, 9th Edition, 1st Printing, Editors Hubbard, R. and Snow –McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.

3. GPSA Engineering Data Book, Section 21, Volume 2, 13th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.

4. Moshfeghian, M., Bell, K.J., Maddox, “Reaction Equilibria for Acid Gas Systems, Proceedings of Lawrence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma, 1977.

5. Moshfeghian, M., July 2014 tip of the month,  PetroSkills – John M. Campbell, 2014.

6. Seagraves, J., Quinlan, M., and Corley, J., “Fundamentals – Gas Sweetening ”, Laurance Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma February 21 – 24, 2010

7. ProMax 4.0, Build 4.0.17179.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2017.

8. Teletzke, E.  and Madhyani, B.,  “Minimize amine losses in gas and liquid Sweetening”, Laurance Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma February 26 – March 21, 2017.

 

 

APPENDIX

 

Figure 7. Variation of sour gas temperature with feed gas pressure and temperature

 

Figure 8. Variation of pumps power with feed gas pressure and temperature

 

Figure 9. Variation of reboiler and condenser duties with feed pressure and temperature

 

Figure 10. Variation of Lean-Rich HEX and cooler duties with feed gas pressure and temperature