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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
RECUPERACIÓN DEL GAS TOPE DE LAS PLANTAS DE REDUCCIÓN DIRECTA CON
TECNOLOGÍA MIDREX
Trabajo de Grado presentado ante la
Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARIUN EN INGENIERIA DE GAS
Autor: Kary Gutiérrez Tutor: Yurco Jakymec
Maracaibo, Noviembre de 2006
2
APROBACIÓN
Este jurado aprueba el Trabajo de Grado titulado RECUPERACIÓN DEL GAS TOPE DE LAS PLANTAS DE REDUCCIÓN DIRECTA CON TECNOLOGÍA MIDREX que Kary Gutiérrez, C.I.:13.932.882 presenta ante el Consejo Técnico de la División de Postgrado de la Facultad de Ingeniería en cumplimiento del Articulo 51, Parágrafo 51.6 de la Sección Segunda del Reglamento de Estudios para Graduados de la Universidad del Zulia, como requisito para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERIA DE GAS
________________________ Coordinador del Jurado
Yurco Jakymec C. I.: 2.112.004
_______________________ ______________________
Jorge Barrientos Ignacio Romero C. I.: 3.509.055 C.I.: 3.509.055
________________________ Director de la División de Postgrado
Gisela Páez
Maracaibo, Noviembre de 2006
3
Kary Gutiérrez. Recuperación del Gas Tope de las Plantas De Reducción Directa Con Tecnología Midrex. (2006) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 83 p Tutor: Prof. Yurco Jakymec
RESUMEN
Existen diferentes procesos de reducción directa1 en el mundo, como son: Proceso Armco, Proceso Fior, Proceso Purofer, Proceso HyL y Proceso MIDREX. En el presente trabajo nos estaremos refiriendo al proceso de reducción directa con tecnología MIDREX de Ternium SIDOR. El proceso de Reducción Directa MIDREX, consiste en introducir pellas2 (Fe2O3) como materia prima dentro de un horno reactor, las cuales se desplazan por gravedad y se pone en contacto en contra corriente con el gas reductor proveniente del reformador, el cual con un alto contenido de H2 y CO causa la eliminación del oxígeno en forma de CO2 y H2O, produciendo el hierro esponja o hierro de reducción directa (HRD) con una metalización3 que normalmente oscila entre 93% y 95%. Durante la reformación del gas natural con CO2 y H20 se genera una expansión volumétrica o excedente el cual se usa como combustible en los quemadores principales y/o se ventea para control de presión del sistema, en base a esto se planteó como objetivo principal diseñar un esquema de recuperación de gas tope para ser utilizado como gas reductor a la entrada del horno reactor con la finalidad de recuperar parte de esta corriente para que en vez de quemarse se trate el gas, eliminando los oxidantes (CO2 y H2O), con un sistema de remoción de CO2 y para ello se seleccionó entre las opciones de lavado con soda cáustica, sales de carbonato de potasio y uso de aminas, resultando el tratamiento con MDEA activada como método de endulzamiento y a continuación se diseñaron los equipos principales de operación, logrando con esto utilizar el gas tratado como gas reductor y con ello incrementar 20 t/h la productividad de la planta sin requerir cambios estructurales significativos. Palabras Clave: Reducción directa, sistema de remoción de CO2 E-mail del autor: [email protected]
1 El mineral de hierro, tanto en forma de pellas como en su estado natural, se le extrae el oxígeno para obtener el hierro metálico utilizado para la fabricación de acero 2 Material aglomerado en forma esférica 3 Contenido de hierro metálico
4
Kary Gutiérrez. Gas top recovery on process of direct reduction with Midrex technology. (2006) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 83 p Tutor: Prof. Yurco Jakymec
ABSTRACT
Today, there are in the world different processes of direct reduction11, such as: Armco process, Fior Process, Purofer Process, HyL Process and MIDREX Process. In the present research dissertation we will be referring to the process of direct reduction with technology MIDREX of Ternium SIDOR. The process of Direct Reduction MIDREX, consists of introducing pellets2 (Fe2O3) as raw material into a furnace-reactor, which are transported by gravity and set in counter-current contact with the reducing gas from the reformer, which with a high content of H2 and CO causes the elimination of oxygen in form of CO2 and H2O, producing the iron sponges or iron of direct reduction (HRD) with a bonding3 that normally oscillates between 93% and 95%. During the reformation of the natural gas with CO2 and H20 a volumetric or excessive expansion is generated, which is used as fuel for the main burners and/or is liberated for system’s pressure control. Based on this, the main objective is the design of a system of gas recovery to be used as reducing gas at the entrance of the furnace reactor with the purpose of recovering part of this stream so that instead of burning itself, the gas is treated, eliminating the oxidants (CO2 and H2O), with a system of CO2 removal, selecting between the options of washing with caustic soda water, potassium carbonate salts or use of amines. The treatment selected was the use of activated MDEA as sweetening method; to complete the research, the main equipment of operation were designed, achieving the use of the treated gas as reducing gas and with it the increasing by 20 t/h the productivity of the plant without requiring significant structural changes. Key Words: Direct reduction, system of CO2 removal Author’s e-mail: [email protected]
1 The iron mineral, as much in form of pellets as in its natural state, is extracted oxygen to him to obtain the used metallic iron for the steel manufacture 2 Agglomerate material in spherical form 3 Content of metallic iron
5
TABLA DE CONTENIDO
Página
APROBACIÓN ................................................................................................ 2
RESUMEN ..................................................................................................... 3
ABSTRACT .................................................................................................... 4
TABLA DE CONTENIDO ................................................................................... 5
LISTA DE TABLAS .......................................................................................... 7
LISTA DE FIGURAS ........................................................................................ 8
CAPITULO I .................................................................................................. 9
INTRODUCCIÓN ............................................................................................ 9
CAPÍTULO II ............................................................................................... 14
PROCESO DE REDUCCIÓN DIRECTA DE LA PLANTA MIDREX I ............................ 14
2.1. Definición .......................................................................................... 14
2.2. Materia prima y Producto ..................................................................... 14
2.3. Maqueta del proceso y Flujo de Materiales ............................................. 15
2.4. Capacidad instalada ............................................................................ 16
2.5. Secuencia de Operaciones MIDREX ....................................................... 16
2.5.1. Preparación de la materia prima ........................................................ 17
2.5.2. Reducción ...................................................................................... 17
2.5.3. Reformación ................................................................................... 20
CAPÍTULO III .............................................................................................. 22
PLANTAS DE ENDULZAMIENTO DE AMINA ....................................................... 22
3.1. Tipos de Procesos ............................................................................... 22
3.2. Factores que se consideran para la selección de un proceso ...................... 24
CAPÍTULO IV .............................................................................................. 30
METODOLOGÍA ........................................................................................... 30
4.1. Balance de Masa Planta Midrex I ........................................................... 30
4.1.1. Balance de Masa en el Reformador: ................................................... 30
4.1.2. Balance de Masa en el Bustle ............................................................ 34
4.1.3. Balance de Masa en el Reactor .......................................................... 36
4.2. Porcentaje de Gas Tope a recuperar ...................................................... 40
4.3. Sistema de remoción de C02 ................................................................ 42
6
4.3.1. Lavado con Soda Cáustica ................................................................ 42
4.3.2. Sales de Carbonato de Potasio .......................................................... 42
4.3.3. Plantas de endulzamiento con aminas ................................................ 43
4.3.3.1. Diseño de una planta de endulzamiento con MDEA+ .......................... 44
4.3.3.1.1. Condiciones del Gas de Alimentación y Cantidad de Gas Ácido
Removido .............................................................................................. 44
4.3.3.1.2. Tasa de circulación de la amina MDEA+ ........................................ 45
4.3.3.1.3. Dimensionamiento de la Planta .................................................... 45
4.3.3.1.4. Volumen de control: Torre Absorbedora ........................................ 45
4.3.3.1.5. Volumen de control: Intercambiador de calor amina pobre /amina rica
.............................................................................................. 46
4.3.3.1.6. Volumen de control: Enfriador Amina Pobre ................................... 47
4.3.3.1.7. Volumen de control: Condensador de la Torre Regeneradora (Reflujo)
.............................................................................................. 47
4.3.3.1.8. Volumen de control: Torre regeneradora incluyendo condensador y
rehervidor mas el intercambiador amina pobre/amina rica ................................. 49
4.4. Impacto en los principales consumos del proceso .................................... 50
4.5. Estudio de factibilidad económica del proyecto ........................................ 51
CAPÍTULO V ................................................................................................ 54
DISCUSIÓN DE RESULTADOS ........................................................................ 54
5.1. Balances de Masa ............................................................................... 54
5.2. Porcentaje de Gas Tope a recuperar ...................................................... 55
5.3. Sistema de remoción de C02 ................................................................ 56
5.4. Impacto en los consumos principales del proceso .................................... 60
5.5. Estudio de factibilidad económica del proyecto ........................................ 61
CAPÍTULO VI .............................................................................................. 62
CONCLUSIONES .......................................................................................... 62
CAPÍTULO VII ............................................................................................. 63
RECOMENDACIONES .................................................................................... 63
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS .................................................................... 64
APÉNDICE A ............................................................................................... 65
APENDICE B ............................................................................................... 66
APENDICE C ............................................................................................... 68
APENDICE D ............................................................................................... 77
7
LISTA DE TABLAS
Página
Tabla 1. Composición química típica del gas de tope ...................................... 12
Tabla 2. Características del Producto por Planta ............................................. 14
Tabla 3. Capacidad instalada por Planta ........................................................ 16
Tabla 4. Flujo de caja y Valor Presente Neto (VAN) de la Inversión A .............. 52
Tabla 5. Flujo de caja y Valor Presente Neto (VAN) de la Inversión B ............... 53
Tabla 6. Flujos volumétricos obtenidos a partir del balance de masa de los gases
de la planta de Midrex I .............................................................................. 54
Tabla 7. Composiciones en base húmeda obtenidas a partir del balance de masa
de los gases de la planta de Midrex I ........................................................... 55
Tabla 8: Especificaciones del Gas de Alimentación a tratar en la planta de amina
................................................................................................................ 57
Tabla 9: Especificaciones del Gas de Salida (gas tratado) en la planta de amina
................................................................................................................ 58
Tabla 10: Especificaciones de la Torre absoberdora de la planta de amina ....... 58
Tabla 11: Especificaciones de la Torre Regeneradora de la planta de amina ..... 59
Tabla 12: Especificaciones del Flash Drum o Tanque de Venteo ....................... 59
Tabla 13: Especificaciones del intercambiador de calor amina pobre/amina rica
................................................................................................................ 60
Tabla 14: Especificaciones del enfriador amina pobre .................................... 60
Tabla 15: Especificaciones de las bombas ..................................................... 60
8
LISTA DE FIGURAS
Página
Figura1. Esquema del Proceso de Reducción Directa MIDREX ............................. 11
Figura 2. Esquema de la Planta Midrex I ......................................................... 15
Figura 3. Esquema de la Planta Midrex II ........................................................ 15
Figura 4. Esquema de la Planta HYL ............................................................... 16
Figura 6. Sistemas o zonas del Horno de Reducción .......................................... 18
Figura 7. Reacciones químicas en el Horno de Reducción ................................... 19
Figura 8. Sistema de reformación .................................................................. 21
Figura 9. Planta de endulzamiento de amina. ................................................... 25
Figura 10. Esquema descriptivo de la zona del Bustle (se muestra la combustión
Parcial, el enriquecimiento de gas natural y la inyección de oxígeno. Los
componentes conocidos se encuentran representados en color negro y los
desconocidos en color rojo). .......................................................................... 34
Figura 11. Esquema descriptivo del reactor, se muestran los componentes conocidos
en negro y los desconocidos en rojo. .............................................................. 37
Figura 12. Procesos de Endulzamiento de gas. Remoción de CO2 (H2S no presente)
................................................................................................................ 43
Figura 13. Diagrama de flujo de la planta de amina con ucarsol AP-814 @48 % peso
................................................................................................................ 57
9
CAPITULO I
INTRODUCCIÓN
Ternium es la empresa productora de aceros planos y largos de la
Organización Techint (OT) y está integrada por las siderúrgicas Hylsa de
México, Siderar de Argentina y Sidor de Venezuela.
Ternium Sidor es el complejo siderúrgico integrado de Venezuela sus
actividades abarcan desde la fabricación de acero hasta la producción y
comercialización de productos semielaborados (planchones, lingotes y palan-
quillas), planos (laminados en caliente, frío, hojalata y hoja cromada) y largos
(barras y alambrón).
Utiliza para la producción de acero tecnologías de Reducción Directa
(HYL y Midrex) y Hornos Eléctricos de Arco.
Ternium Sidor desarrolla sus actividades industriales en una planta
ubicada en la Zona Industrial de Matanzas, Estado de Bolívar, sobre la margen
derecha del Río Orinoco a unos 300 Km de su desembocadura en el Océano
Atlántico.
Para la comercialización de sus productos se apoya en la estructura
comercial de Ternium.
El más común de los esquemas de Reducción Directa con tecnología
MIDREX se describe brevemente a continuación:
El gas reductor (gas bustle)1 se introduce en el horno reactor (ver Figura
1), este flujo se desplaza hacia el tope del horno en contracorriente al flujo de
pellas, y luego sale por la parte superior como un gas reductor pobre (mejor
conocido como gas de tope2). Este gas de tope se enfría y se limpia de finos a
pasar a través de un lavador de venturi húmedo llamado lavador de gas de
tope. El enfriamiento en este lavador, remueve un porcentaje de vapor de
agua formado durante la reducción, resultando en un gas de tope enfriado con
un contenido de aproximadamente 70 % de reductores (CO + H2).
1 Es el gas que entra al horno de reducción, después de inyectarle gas natural al gas reformado. Su temperatura puede variar entre 840 °C – 990 °C, según los requerimientos de operación y producción de la planta 2 Es el gas empobrecido, con alto contenido de CO2 y H2O (v) producto de la reducción, que sale por la parte superior del Horno de Reducción a 400 °C (550 ºC máx.)
10
Cerca de dos terceras parte del gas tope enfriado en el lavador de gas
de tope, (llamado gas proceso3) se desplaza con la utilización de compresores
de lóbulos rotativos conocidos como compresores de gas proceso. El gas
proceso comprimido se mezcla con gas natural, precalentado, luego es
reformado en tubos llenos con catalizadores. La mezcla del gas proceso y gas
natural se conoce como gas de alimentación4 (llamado Feed Gas). La
reformación produce gas reductor caliente (llamado gas reformado5)
conteniendo de 90 – 95 % de reductores que serán dirigidos al horno de
reducción.
El gas de alimentación sufre una expansión de volumen durante la
reformación de gas natural (ver las reacciones de reformación). Esta
expansión resulta en un volumen de gas reformado que es aproximadamente
un tercio mayor al volumen de gas alimentación y la misma debe ser venteada
del sistema usándose como combustible en los quemadores principales.
Cuando el gas tope pasa a través del lavador de gas de tope, la tercera parte
restante es removida y es utilizada como gas tope combustible6. Este gas tope
combustible es mezclado con gas natural y quemado en los quemadores del
reformador para suplir el calor necesario para las reacciones de reformación.
El calor en los gases de combustión (llamado gases de humo7) a la salida del
reformador es recuperado para el precalentamiento del aire a los quemadores
del reformador, como también se precalienta el gas de alimentación y el gas
natural a gas proceso.
El hierro reducido caliente desciende de la zona de reducción del horno y
es enfriado a una temperatura alrededor de 45 ° C antes de ser descargado. El
enfriamiento del HRD es producido por una corriente de gas que se mueve en
contracorriente al descenso del producto metalizado. Este flujo de gas en
3 Es el gas que sale del lavador de gas de tope a 60 °C y pasa por los compresores de gas proceso 4 Es el gas de proceso al cual se le ha inyectado gas natural precalentado que pasa por el recuperador de calor y luego va al Reformador a un temperatura de 460 °C para su reformación 5 Es el gas que sale del Reformador a una temperatura entre 900 °C- 930 °C, producto de las reacciones de formación en los tubos portacatalizadores utilizando catalizadores a base de Níquel, y es rico en H2 y CO 6 Es una parte del gas de tope lavado y enfriado en el lavador de gas tope. Su temperatura es menor que el gas de proceso (40 °C- 45 °C) y es aprovechado al ser utilizado para la combustión en los quemadores principales del reformador. 7 Es el gas producto de la combustión del gas natural y del gas tope combustible, con el aire que se da en el reformador para llevar a cabo las reacciones de reformación. Este gas se succiona del reformador, se conduce por los colectores de gas de humo y se usa para precalentar los gases en los recuperadores de calor y después se envía a la atmósfera, a través del sistema de extracción de gas de humo
11
contracorriente remueve el calor del HRD y sale de la zona de enfriamiento del
horno de reducción a través de los "Off Takes" (dentro del horno existen tres
cajas de vientos, las cuales canalizan el gas de enfriamiento para su salida). El
gas de enfriamiento a su salida del horno, pasa a través de un lavador de
venturi húmedo – lavador de gas de enfriamiento - , para ser enfriado y
limpiado. Este gas es movilizado en este circuito con la utilización un
compresor de lóbulo rotativo. Luego de ser comprimido, el gas pasa a través
de un eliminador de gotas (mist eliminator) para remover la posible presencia
de agua y así retornar a la zona de enfriamiento a través de un distribuidor de
gas dentro del horno de reducción llamado árbol de Navidad (Christmas tree),
de esta manera se completa el lazo. Dentro de este lazo, se encuentran las
inyecciones de gas natural, que se realizan directamente a la zona de
enfriamiento y/o en la corriente de gas de enfriamiento.
Reacciones de reformación:
CH4 + H2O → CO + 3 H2 (1)
CH4 + CO2 → 2 CO + 2 H2 (2)
Figura1. Esquema del Proceso de Reducción Directa MIDREX
Reactor Reformador
Circuito de gas de enfriamiento
Circuito de gas reductor
Gas de humos
Gas combustible
Venteo
Gas Sello
Gas sello
Gas Natural
Bustle
Gas Proceso
Gas Reformado
12
En base a lo anteriormente expuesto el presente trabajo tiene como
objetivo principal diseñar un esquema de recuperación del gas tope para poder ser
utilizado como gas reductor a la entrada del horno reactor.
Si se recupera a través un sistema de remoción de CO2 parte del gas tope
combustible, que es un excedente (por expansión volumétrica en el reformador)
y como su nombre lo indica se quema como combustible en los quemadores
principales del reformador, y se inyecta nuevamente al sistema como gas
reductor se puede aumentar la productividad neta8 sin necesidad de cambios
estructurales fuertes sino del tipo de avances tecnológicos.
Las condiciones generales de operación del gas tope combustible (gas a
tratar) son:
Presión: 0.2 bar a condiciones normales de operación.
Temperatura: el gas tope entra al lavador a 400 ºC (550 ºC máx.) pero
luego de ser lavado y enfriado sale como gas tope combustible a 35 – 45 ºC
Flujo volumétrico: 50.000 y 70.000 Nm3/h
Composición química: se observa en la siguiente tabla
Tabla 1. Composición química típica del gas de tope
Compuesto % Volumen (húmedo)
% Volumen (seco)
CH4 2,7 3,42CO 19,9 25,22CO2 16,7 21,16H2 38,7 49,05
H2O 21,1 0N2 0,9 1,15
Luego del endulzamiento de este gas se desea que la corriente contenga
un valor de CO2 de niveles comerciales entre 2 y 3 %.
Para cumplir con dicho objetivo principal se establecen como objetivos
específicos los siguientes:
• Elaborar balances de masa de la planta de Midrex I para determinar la
proporción de gas tope a recuperar.
8 Producción en toneladas por hora. Cantidad de HRD logrado a partir de insumos, recursos y empleados
13
• Seleccionar el sistema de remoción de CO2 adecuado considerando las opciones
de lavado con soda, carbonato de potasio o amina.
• Diseñar los equipos principales según la selección del método de endulzamiento
mas adecuado.
• Determinar el impacto en los consumos principales del proceso tales como gas
natural y oxigeno al operar con el esquema de recuperación de gas tope.
• Estudio de factibilidad económica del proyecto.
14
CAPÍTULO II
PROCESO DE REDUCCIÓN DIRECTA DE LA PLANTA MIDREX I
En la industria siderúrgica, existen dos métodos de Reducción del hierro:
Reducción Indirecta: El mineral de hierro es transformado utilizando un
Alto Horno para obtener arrabio que luego es refinado para producir el acero.
Reducción Directa: El mineral de hierro, tanto en forma de pellas como en
su estado natural, se le extrae el oxigeno para obtener el hierro metálico
utilizado para la fabricación del acero.
2.1. Definición
Reducción Directa es el proceso que permite obtener el hierro metálico o
HRD con las características físico-químicas requeridas (granulometría y
composición química para la fabricación del acero) a través de la extracción o
eliminación de oxígeno de las pellas en el Horno de Reducción o Reactor.
2.2. Materia prima y Producto
La materia prima fundamental de los procesos de Reducción Directa son
las Pellas.
El producto de los procesos de Reducción Directa de Ternium Sidor es el
HRD. En la siguiente tabla se presentan sus características de acuerdo a la
planta procesadora:
Tabla 2. Características del Producto por Planta
Características Midrex I Midrex II HyLII
Metalización (%) 94.5 94.5 94.5Carbono (%) 2.1 2.1 2.25 max% de Finos (%<1/4") 2.5 max 2.2 max 2.2 max
15
2.3. Maqueta del proceso y Flujo de Materiales
A continuación se representan gráficamente el flujo de material de las tres
plantas de Reducción Directa:
Figura 2. Esquema de la Planta Midrex I
Figura 3. Esquema de la Planta Midrex II
16
Figura 4. Esquema de la Planta HYL
2.4. Capacidad instalada
La capacidad instalada de los procesos de Reducción Directa es de
4500 Mton/año, para lo cual cuenta con las siguientes facilidades y equipos:
Tabla 3. Capacidad instalada por Planta
Planta Capacidad Instalada
Equipos
Midrex I 1050 Mton/año Un módulo
Midrex II 2750 Mton/añoTres módulos con instalaciones de servicios comunes (manejo de materiales, agua, vapor)
HyLII 700 Mton/añoDos módulos con cuatro reactores cada uno. Dos sistemas de reformación
2.5. Secuencia de Operaciones MIDREX
Las operaciones que se llevan a cabo para la producción de HRD en Midrex
son:
• Preparación de la materia prima
• Reducción
17
• Reformación
A continuación se describe cada una de ellas:
Figura 5. Esquema Reducción Directa con tecnología MIDREX
2.5.1. Preparación de la materia prima
Tiene como objetivo recubrir la pella con cal hidratada para evitar la
adhesión entre ellas por efecto de las altas temperaturas en el horno de
reducción.
2.5.2. Reducción
El horno de reducción o reactor es un cilindro metálico hueco recubierto
de refractario donde se realizan diferentes operaciones a medida que las
pellas pasan por cinco sistemas o zonas, estas son: carga, reducción,
transición, enfriamiento y descarga.
El proceso dura 6,5 horas desde el momento en que una pella ingresa al
reactor y sale en forma de HRD.
18
Figura 6. Sistemas o zonas del Horno de Reducción
A continuación se explica las operaciones llevadas a cabo en cada zona
del reactor:
Carga: La carga de las pellas maquilladas se lleva a cabo a través de un
sistema que permite mantener un suministro constante y homogéneo e impedir
que el gas del reactor se escape a la atmósfera.
Reducción: La zona de Reducción comprende desde el techo del horno
hasta la parte baja de la zona del bustle9. La secuencia de operaciones es la
siguiente:
1. Las Pellas alimentadas en el horno van descendiendo por efecto de la
fuerza de gravedad a través de la Zona de Reducción en contracorriente con el
gas inyectado en la zona de bustle.
2. El gas reductor ingresa al reactor con una temperatura entre los 990
°C y los 1010 °C. En la medida que el gas asciende se va haciendo más rico en
C02 y H20, mientras que el material en descenso se va concentrando en hierro
metálico (Fe°), es decir, se transforma gradualmente en HRD.
9 La zona donde se inyecta el gas reductor. Allí se encuentran los 2 anillos distribuidores (doble bustle)
19
Al llegar a la zona del tope del reactor, el gas tiene una temperatura de 370
°C aprox., mientras que el HRD cercana a la zona del bustle tiene entre 750°C y
820 °C.
El ingreso del gas al interior del horno se hace a través de dos anillos
distribuidores de setenta y tres (73) toberas equidistantes entre si, para lograr
una distribución uniforme.
Esta zona es la de mayor temperatura, cantidad de hierro metalizado y
concentración de hidrogeno y monóxido de carbono dentro del reactor.
Las reacciones que tienen lugar en esta etapa, de manera general son:
Figura 7. Reacciones químicas en el Horno de Reducción
Transición: La zona de Transición o Isobárica tiene por objetivo igualar las
presiones entre la zona de enfriamiento y la zona de reducción, evitando la
contaminación de circuitos. Comprende desde la parte inferior del anillo de toberas
del bustle hasta la parte superior de los ductos recolectores de gas de enfriamiento
(cajas de viento).
Enfriamiento: La zona de enfriamiento tiene como objetivo bajar la
temperatura de HRD a 45°C para su manejo en los sistemas de transporte. Es la
sección cónica del reactor y abarca desde los colectores de gas de enfriamiento
(cajas de viento) hasta la parte inferior del reactor.
20
Además de enfriar el HRD, en esta zona se realiza la deposición del carbono,
mediante el craqueo del metano (CH4) presente en el gas de enfriamiento, para
obtener valores de 2,0 a 2,2% aproximadamente en el HRD.
Descarga: El Sistema de Descarga controla la cantidad de producto
metalizado descargado del reactor. Está compuesto por la pierna del reactor, un
cajón y el péndulo. Este último es un dispositivo accionado hidráulicamente que se
traslada de un extremo a otro del cajón, empujando cada vez una cantidad
constante de material por el borde hacia la cinta transportadora. La velocidad del
péndulo se ajusta en función de la productividad requerida.
2.5.3. Reformación
El objetivo de la reformación es convertir el gas tope (gas de salida del
reactor rico en C02) en gas reformado, para lo cual requiere adición de gas natural,
energía y un catalizador de níquel. El gas reformado junto con la adición de gas
natural, constituye el gas reductor utilizado en el proceso de reducción
El reformador es una gran estructura metálica de forma rectangular,
hermética, cubierta internamente con refractarios en las paredes y con lana aislante
en el techo, atravesada verticalmente por una serie de tubos porta catalizadores.
La secuencia en esta etapa es la siguiente:
1. El gas natural es precalentado en un recuperador de calor en la zona de
humos del reformador.
2. El gas de alimentación (gas tope + gas natural precalentado) es calentado
y distribuido hacia los tubos del reformador a través de dos cabezales ubicados en
la parte inferior y a lo largo del reformador. Cada cabezal suple a dos filas a través
de tubos flexibles.
3. El gas de alimentación que entra por la parte inferior de cada tubo a
unos 460°C, se pone en contacto con el catalizador, convirtiéndose en gas
reformado (hidrogeno y monóxido de carbono) y sale por la parte superior, a
una temperatura de 920 °C (promedio).
4. El gas reformado caliente de cada tubo es colectado por dos ductos
paralelos ubicados en el techo del reformador. Estos convergen en un solo
ducto.
21
5. En el ducto común de gas reformado se inyecta una corriente de gas
natural para evitar metanación10 y para reformar in situ. Se incrementa su
temperatura entre 990 y 1010 °C a través de inyección de oxígeno. Finalmente,
ingresa en el reactor.
Figura 8. Sistema de reformación
Las principales reacciones químicas en la reformación son:
CH4 + CO2 → 2CO + 2H2 Reformación con CO2 (3)
CH4 + H2O → CO + 3H2 Reformación con H2O (4)
10 Formación de metano a través de una reacción exotérmica que genera oxidantes indeseables en el reactor
22
CAPÍTULO III
PLANTAS DE ENDULZAMIENTO DE AMINA
Se define como gas ácido aquel que contiene más de 1 grano de sulfuro de
Hidrógeno (H2S)/100 pies cúbicos de gas, lo cual es igual a 16 ppm. La definición
también aplica al contenido de dióxido de carbono (CO2), el cual no es tan
indeseable como el H2S pero generalmente es práctico reducir su contenido por
debajo del 2 % molar.
Gas Processors Suppliers Association (GPSA) define la calidad de un gas para
ser transportado como aquel que tiene ≤ 4 ppm de H2S, < 3 % CO2 y ≤ 6 a 7 lb de
agua/1000 pies cúbicos estándar.
Los procesos de endulzamiento o desacidificación refieren a la eliminación de
los componentes ácidos del gas, por lo general el CO2 y el H2S. Estos datan del los
años 1930 y los mayores desarrollos se realizaron entre 1950 y 1970, actualmente
se disponen de procesos cada vez más específicos y con solventes y aditivos más
complejos.
3.1. Tipos de Procesos
En esencia hay siete categorías de procesos de endulzamiento o
desacidificación:
1. Procesos con solventes químicos
2. Procesos con solvente físicos
3. Procesos con solventes híbridos o mixtos
4. Procesos de conversión directa (solamente para remoción de H2S)
5. Procesos batch
6. Membranas
7. Procesos criogénicos
Procesos con solventes químicos
En estos procesos 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
23
reducción de la presión de operación, para liberar gases ácidos y regenerar el
solvente. Una vez regenerada, la solución se envía nuevamente a la unidad de
absorción.
En general, los solventes químicos presentan alta eficiencia en la eliminación
de gases ácidos, aún cuando se trate de un gas de alimentación con baja presión
parcial de los componentes ácidos.
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 procesos comerciales que trabajan con solvente químicos son:
Alcanolaminas, Sales de Carbonato de Potasio y Sales Básicas.
Procesos con solventes físicos
Estos procesos se caracterizan por su capacidad de absorber, de manera
preferencial, diferentes componentes ácidos de la corriente de hidrocarburos.
Trabajan bien a altas presiones. La principal atracción de los procesos de
solvente físicos es la remoción bruta de gas ácido con alta presión parcial.
La mayoría de los solventes comerciales que se utilizan no son corrosivos y
algunos pueden deshidratar gas simultáneamente. Una desventaja es la solubilidad
relativamente alta de hidrocarburos de alto peso molecular.
Los principales procesos comerciales que trabajan con solvente físicos son:
Selexol, Solvente Fluor, Procesos Rectisol, Purisol y Catasol.
Procesos con solventes híbridos o mixtos
Los procesos híbridos trabajan con mezclas de solventes químicos y físicos
razón por la cual presentan las características de ambos. La regeneración se logra
por separación en múltiples etapas y fraccionamiento.
Los principales procesos comerciales que trabajan con solvente híbridos son:
Procesos Sulfinol y Proceso Alta Pureza.
24
Procesos batch
Estos procesos tienen en común que el sistema es cíclico. Al final de cada
ciclo el operador debe cambiar la solución o regenerarle en orden de continuar el
tratamiento.
Los principales procesos comerciales que trabajan con procesos cíclicos son:
Procesos hierro esponja, Chemsweet, Sulfa- check, SulfaTreat, Puraspec (oxido de
zinc). En líneas generales se observa que los procesos mencionados sirven solo para
eliminar compuestos de azufre.
Membranas
La separación se logra aprovechando la ventaja de las diferencias de
afinidad/difusividad. El H2O, CO2 y H2S son moderadamente altos difusores, lo cual
indica que se pueden colar a través de una membrana más fácilmente que los
hidrocarburos con la misma fuerza motriz.
3.2. Factores que se consideran para la selección de un proceso
Los factores que se consideran más importantes para la selección de un proceso
son:
• Tipo y concentración de las impurezas en el gas a tratar (gas ácido)
• Especificaciones de gas tratado (gas dulce)
• Temperatura y presión del gas ácido y del endulzado
• Volumen del gas a ser procesado
• Corrosión
• Composición
• Requerimientos de Selectividad
• Costos de capital y de operación
• Regalías
• Regulaciones de contaminantes en el ambiente, referidas a H2S, CO2, COS, RSH,
etc.
25
3.3. Descripción de Proceso Potencial. Operación de Plantas de
Endulzamiento de Amina
El diagrama de flujo presentado en la Figura 9, es un esquema de una planta
de endulzamiento que utiliza aminas para retirar del gas los componentes ácidos. A
continuación se explicarán los principales componentes de una planta de
endulzamiento que trabaja con aminas.
Figura 9. Planta de endulzamiento de amina.
Separador De Entrada
Este recipiente es opcional, se puede colocar a la entrada de la planta y es la
unidad encargada de separar los contaminantes que llegan con la corriente de gas,
tales como, hidrocarburos líquidos, agua, partículas sólidas y los compuestos
químicos que han sido agregados previamente al gas, los cuales suelen causar
efectos nocivos.
RICA BOMBA PARA SOLUCIÓN DE AMINA
ENFRIADOR DE SOLUCIÓN AMINA POBRE
INTERCAMBIDOR DE CALOR AMINA RICA -POBRE
RICA BOMBA PARA SOLUCIÓN DE AMINA
ENFRIADOR DE SOLUCIÓN AMINA POBRE
INTERCAMBIDOR DE CALOR AMINA RICA -POBRE
26
A manera de ejemplo se pueden citar: la alteración y degradación del solvente,
formación de espuma y corrosión.
Absorbedor O Contactor
El gas ácido que sale del separador, entra al absorbedor por el fondo de la
torre y fluye hacia arriba para entrar en contacto con la solución de amina que baja
desde el tope de la torre. En este contacto el gas ácido es removido de la corriente
gaseosa y transferido a la solución. El gas tratado que sale por el tope debe salir
con muy poca cantidad de gases ácidos.
El contenido de impurezas en el gas residual dependerá de las condiciones de
diseño y de la operación del sistema.
La solución que sale por el fondo del absorbedor puede contener:
• Agua.
• Amina.
• Componentes ácidos .
• Gas que ha quedado en la solución.
• Hidrocarburos líquidos retirados de la corriente de gas.
• Sólidos y otras impurezas (por ejemplo: asfaltenos)
La cantidad de hidrocarburos líquidos que pasa a la solución de amina,
aumenta a medida que sube la presión de operación y/o disminuye la temperatura
de contacto. Se aconseja que la solución de amina entre a la torre con 10 °F por
encima de la temperatura a la cual entra el gas a la torre, para evitar condensación
de líquidos.
La cantidad de gas disuelto dependerá del tipo de solución que se utilice.
El fluido que sale por el fondo de la torre se conoce como: solución rica, ácida
o contaminada. Lo más común es llamarla amina rica, debido a que se ha
enriquecido de los componentes ácidos. Esta solución fluye hacia el tanque de
expansión o "flash tank", donde se mantiene la altura requerida utilizando un
controlador del nivel, el cual abre o cierra una válvula para garantizar una
altura de líquido constante en el fondo del absorbedor.
27
Tanque de expansión o “flash tank”
Este recipiente se utiliza para separar el gas que se disuelve en la
solución. Normalmente el tanque se instala cuando la presión del absorbedor es
mayor de 500 psi (35 bars), y se opera a una presión de, aproximadamente 75
psi (6 bars).
Cuando la presión de la solución rica que sale del absorbedor se reduce
desde la presión de contacto hasta la de trabajo del tanque, la mayor parte de
los hidrocarburos que se han disuelto en la solución se vaporizan llevándose
consigo una pequeña cantidad del gas ácido. El propósito de este tanque es
recuperar los hidrocarburos disueltos en la solución, los cuales se utilizan como
gas combustible. De esta manera se evita la formación de espuma y se logra
una mejor operación de la planta.
Intercambiador de Calor Amina-Amina
El propósito del intercambiador de calor es aprovechar una parte de la
energía de la amina pobre o limpia que sale del regenerador.
La solución pobre que sale del rehervidor se enfría al pasar por el
intercambiador de calor, mientras que la amina rica que viene del absorbedor,
se calienta para hacer más fácil la separación de los gases ácidos que
transporta.
El intercambiador de calor más común es del tipo de carcaza y tubos en
U. La solución rica normalmente fluye a través de los tubos y la solución pobre,
por la carcaza del intercambiador bañando los tubos por su parte exterior.
Regenerador
El propósito del regenerador es remover el gas ácido contenido en la
solución. La solución pobre entra normalmente unos cuantos platos por debajo
del tope de la torre. A medida que la solución desciende, entra en contacto con
los vapores del rehervidor que suben hacia el tope de la torre. El vapor
burbujea en la solución, en cada plato o cama, retira los gases ácidos de la
solución y los transporta hacia el tope de la torre.
28
El equipo responsable de la compensación energética de la planta es el
rehervidor. Allí se introduce el calor necesario para vaporizar la solución que
regresa al regenerador. El vapor fluye en contracorriente con el líquido que cae
y, en cada plato o cama entra en contacto con la solución para lograr el
equilibrio que permite el despojamiento del gas ácido.
El condensador, puede ser del tipo carcaza y tubos, con el uso de agua a
través de los tubos, o también, un enfriador con aire, con ventilador eléctrico
("fin-fan cooler"), en el cual los vapores fluyen a través de los tubos.
En cualquiera de los dos casos, el vapor que sale del condensador (una
mezcla de vapor de agua y gases ácidos), entra al acumulador de reflujo. Este
acumulador es un separador gas-líquido. Los gases, que han sido removidos del
absorbedor, salen por el tope del recipiente a través de una válvula de control
de presión. Por lo general, entran a un incinerador, a una línea de venteo o a
una planta recuperadora de azufre.
El agua que cae al acumulador es bombeada, como reflujo, hacia el tope
de la torre de regeneración.
Tanque de abastecimiento ("surge tank")
El tanque de abastecimiento se usa para almacenar la solución pobre o
limpia. Por efectos del trabajo diario, parte de la solución, se pierde en el
contactor y en el regenerador. También habrá pequeñas pérdidas en el
empaque de la bomba y en otros sitios. A medida que desciende el nivel de la
solución en el tanque de abastecimiento es necesario agregar solución fresca.
Es preciso vigilar que, al agregar solución al sistema, se mantenga la proporción
agua/amina recomendada en el diseño original. Cuando la solución trabaja
demasiado diluida o concentrada la planta funciona ineficientemente.
Bomba de la solución pobre
El líquido del tanque de abastecimiento pasa a la bomba, la cual aumenta
la presión de la solución pobre de tal manera que pueda entrar en el absorbedor
Por lo general esta bomba es del tipo de desplazamiento positivo.
29
Filtros
A medida que la solución circula a través del sistema, recoge partículas
que se forman como producto de la corrosión. Estas partículas sólidas puedan
causar formación de espuma en el absorbedor y en el regenerador. Por lo tanto,
se debe incluir un filtro en la solución pobre, con el cual se remueven los
sólidos y otros contaminantes.
La cantidad de partículas contenidas en la solución variará con el tipo de
gas ácido que entre al absorbedor. En algunos casos, la cantidad de material
sólido puede ser mayor que en otros, por lo tanto, algunas soluciones requieren
de mayor capacidad de filtrado. En aquellos casos donde la formación de
partículas sólidas sea relativamente alta, será necesario instalar un filtro para
purificar el 100 °/o de la solución. Si este no es el caso, la solución se puede
colar parcialmente y se coloca una desviación ("by-pass"), para filtrar
solamente parte de la corriente.
Si la formación de partículas es severa, se pueden utilizar diferentes tipos
de filtros para limpiar la solución. No obstante, en cualquiera de los casos, el
filtro debe ser vigilado cuidadosamente y los elementos deben ser remplazados
o limpiados cuando se saturen con las partículas.
La contaminación de un filtro normalmente se detecta con la diferencial de
presión a través del mismo.
Enfriador de la solución pobre
La solución pobre que sale del regenerador, por lo general, esta a una
temperatura muy alta, razón por la cual no se puede introducir así al absorbedor,
porque pierde capacidad de retención de componentes ácidos. Por ello, se utiliza
un intercambiador de calor adicional, el cual podría ser un ventilador o un
intercambiador de carcaza y tubos, con agua de enfriamiento a través de los
tubos y con la solución pasando por la carcaza. Indistintamente del tipo que se
use, la solución se enfría hasta más o menos 10 °F, por encima de la
temperatura de entrada del gas al absorbedor.
30
CAPÍTULO IV
METODOLOGÍA
4.1. Balance de Masa Planta Midrex I
Con la finalidad de determinar la cantidad de Gas Tope a recuperar se
elaboraron balances de masas de la planta MIDREX I, considerando los siguientes
volúmenes de control: el horno de reformación, el sistema Bustle, el horno de
reducción directa. Considerando que la planta trabaja en operación continua, para
determinar las condiciones normales de operación se tomo como base de cálculo las
condiciones de operación monitoreadas en una fecha en particular para la cual se
observó un comportamiento estable. Para ello se hizo uso del sistema de control de
la planta MIDREX I en tiempo real llamado PHINDOWS, en donde se monitorean las
principales variables del proceso, condiciones de presión, temperatura, flujos
volumétricos y másicos (en el caso del mineral y el HRD) y algunas composiciones
específicas de compuestos en ciertas partes del proceso, además del Sistema de
Información Operativo de las plantas de reducción (SIO), el cual ofrece información
de las composiciones reportadas por el laboratorio de los diferentes gases, mineral y
producto obtenido en el proceso.
4.1.1. Balance de Masa en el Reformador:
Para elaborar el balance de masas del reformador se consideraron como
entrada los siguientes datos:
• Composición del gas natural, % en volumen.
• Flujo de gas natural al gas proceso, Nm3/h.
• Flujo de gas tope combustible, Nm3/h.
• Flujo de gas natural a los quemadores principales, Nm3/h.
• Flujo de aire a los quemadores principales, Nm3/h.
• Flujo de gas natural a los quemadores auxiliares, Nm3/h.
• Flujo de aire a los quemadores auxiliares, Nm3/h.
• %CH4 y %CO2 en base seca del gas proceso antes de la entrada del Bleed.
• Flujo de gas proceso, Nm3/h.
• Presión y temperatura del gas proceso a la salida de los compresores, bar.
31
• %CH4 y %CO2 en base seca del gas reformado .
• Temperatura del gas reformado, ºC.
El reformador se puede dividir en dos subsistemas, el sistema de reformación
que comprende el paso de gas de alimentación a través de los tubos catalizadores
para ser reformado, y el sistema de combustión que comprende la cámara de
combustión en la cual el gas natural que entra a los quemadores reacciona con el
aire para producir una combustión completa y proporcionar la temperatura
requerida para la reformación.
- Sistema de Reformación
El porcentaje de vapor de agua en el gas proceso se determinó haciendo uso
de la ley de presiones parciales de Dalton y de la regresión cuadrática para gases
saturados con vapor de agua. La expresión queda de la siguiente forma:
GPGPGPOHV TTP /116662.11*01678.0523374.1log2
−+−= (5)
( )GPGP TT
GPOHVP /116662.11*01678.0523374.1102
−+−= (6)
( ) 100013.1
0% 02
2 ⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡
+=
totalGPV
HV
PP
H (7)
Se realizó un balance atómico de Oxígeno, Carbono, e Hidrógeno, y se
consideró el equilibrio termodinámico con la ecuación de Water Gas Shift en el gas
reformado ( OHCOHCO 222 +↔+ ), obteniéndose las siguientes expresiones que
definen el sistema.
Balance de Oxígeno Atómico
( ) ( ) ( )GROHGRCOGRCOGNCOGPOHGPCOGPCO yyyFGRyFGNyyyFGP
22222222 ++=+++ (8)
Balance de Carbono Atómico
( )+++++++GPHCGPHCGPHCGPHCGPCHGPCOGPCO yyyyyyFGP
10510432425432
86
( ) ( )GRCHGRCOGRCOGNHCGNHCGNHCGNHCGNCH yyyFGRyyyyFGN
421051043245432
86++=++++ (9)
Balance de Hidrógeno Atómico
( )++++++GPHGPHCGPHCGPHCGPHCGPCH yyyyyFGP
210510432421210864
86
32
( ) ( )24105104324
24121086486 HGRCHGNHCGNHCGNHCGNHCGNCH yyFGRyyyyFGN +=++++ (10)
Se despeja la GRT de la ecuación de Water Gas Shift
( )( )
GRGR
TT
GRHGRCO
GRHGRCO eyyyy 6183.33909
02
22
** −
= (11)
Donde: GPOHVP
2log = Presión de vapor del gas proceso.
GPOHVP
2= Presión total del gas proceso.
GPT = Temperatura del gas proceso.
FGP = Flujo de gas proceso.
FGN = Flujo de gas natural a la línea de gas proceso.
FGR = Flujo de gas reformado.
GRGHGPiy ,, = Composición en base húmeda de los diferentes componentes
.en cada una las corrientes de gas proceso, natural y reformado.
GRT = Temperatura del gas reformado.
La combinación de las ecuaciones anteriores define completamente la línea de
gas reformado en cuanto a flujo y composición. Además se determinan el %CO, el
%H2 en base seca y en base húmeda del gas proceso.
- Sistema de Combustión
A partir del flujo y composición del gas tope combustible y del gas natural,
y del flujo de aire que entra tanto a los quemadores principales como a los
quemadores auxiliares se realizó un balance de masa atómico de Oxígeno, Carbono,
Hidrógeno y Nitrógeno considerando combustión completa de los gases y además
que el nitrógeno no reacciona con el oxígeno. De esta forma se determinó la
cantidad de gases generados en la cámara de combustión y la composición química
del gas de sello.
Las ecuaciones que se presentan a continuación están expresadas en moles.
En la ecuación general se definen todos los compuestos que entran y todos los que
salen y se denotan con letras que representan el número de moles, seguidas del
nombre del compuesto. Por ejemplo GQPaCH4 se refiere al número de moles de CH4
33
en el gas total a quemadores principales, donde las primeras letras en mayúsculas
denotan la línea y el subíndice se refiere al compuesto en ese balance.
Ecuación General:
++++++ 212510483624( COfGQPHCeGQPHCdGQPHCcGQPHCbGQPCHaGQP
+++++++ 4)22()222 CHaGQAObAQPNaAQPNjGQPHiGQPOHhGQPCOgGQP
++++++ )221251048362 OHGQACOGQAHGQAeCHCGQAHCGQAHCGQA gfdcb
2222)22( OdGHNcGHOHbGHCOaGHObAQANaAQA +++=+ (12)
Balance de Oxígeno Atómico
dGHbGHaGHbAQAgGQAfGQAbAQPhGQPgGQPfGQP 222222 ++=++++++ (13)
Balance de Carbono Atómico
+++++++++ bGQAaGQAgGQPfGQPeGQPdGQPcGQPbGQPaGQP 25432
aGHfGQAeGQAdGQAcGQA =+++ 543 (14)
Balance de Hidrógeno Atómico
+++++++++ GQAbGQAaGQPiGQPhGQPeGQPdGQPcGQPbGQPa 64221210864 GHbGQAgGQAeGQAdGQAc 2212108 =+++ (15)
Balance de Nitrógeno Atómico
caaj GHAQAAQPGQP 2222 =++ (16)
Donde:
GQPx = número de moles del componente x en el gas total a quemadores
principales.
GQAx = número de moles del componente x en el gas natural a quemadores
auxiliares.
AQPx = número de moles del componente x en el aire a quemadores principales.
AQAx = número de moles del componente x en el aire a quemadores auxiliares.
GHx = número de moles del componente x generados por combustión en el gas de
humo.
34
4.1.2. Balance de Masa en el Bustle
El sistema del Bustle en la planta de MIDREX I consta principalmente de tres
subsistemas:
• Sistema Combustión Parcial.
• Sistema de Enriquecimiento de Gas Natural.
• Sistema de Inyección de Oxígeno.
Figura 10. Esquema descriptivo de la zona del Bustle (se muestra la combustión
Parcial, el enriquecimiento de gas natural y la inyección de oxígeno. Los
componentes conocidos se encuentran representados en color negro y los
desconocidos en color rojo).
El balance de masa en la zona de Bustle se realizó tomando estos tres sistemas por
separados, los cuales se van mezclando uno a uno con el gas reformado.
Para elaborar el balance de masa en los diferentes subsistemas del Bustle se
utilizaron los siguientes datos de entrada:
• Flujo y composición del gas reformado calculado anteriormente.
• Composición del Gas Natural.
• Flujo de Gas Natural al sistema de Combustión Parcial.
FGB %CH4 %CO2 %CO %H2O %H2 %N2 %H2S
FIO2 %O2
FGNenriquecimiento %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4H10 %C5H12 %CO2 %H2O %H2S
FGN@CP %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4H10 %C5H12 %CO2 %H2O %H2S
FGR %CH4 %CO2 %CO %H2O %H2 %N2
FO2@CP %O2
35
• Flujo de Gas Natural al sistema de Enriquecimiento de Gas Natural.
• Flujo de Oxigeno al sistema de Combustión Parcial.
• Flujo de Oxigeno al sistema de Inyección de Oxígeno.
- Sistema de Combustión Parcial
Con la finalidad de determinar la cantidad de gases generados por el sistema
de combustión parcial, así como su composición, se realizaron los siguientes
cálculos y consideraciones.
a) Se realizó un balance de masa atómico de Oxígeno, Carbono e Hidrógeno.
b) Se tomó la relación reductores/oxidantes dada por MIDREX CO. igual a 11,2.
c) Se asumió que no se generaba CO2 como producto de la combustión parcial.
Ecuación General
SHPOPOHPCOPHCPHCPHCPHCPCHP gihfedcba 22221258483624 ++++++++
SHDPOHDPHDPCODPCODPCHDPfedcba 22224 +++++= (17)
Balance de Oxígeno Atómico
eDPcDPbDPiPhPfP ++=++ 222 (18)
Balance de Carbono Atómico
cbaedcba DPDPDPPPPPPPf
++=+++++ 5432 (19)
Balance de Hidrógeno Atómico
fedaghedcba DPDPDPDPPPPPPPP 2224221210864 +++=++++++ (20)
Según MIDREX CO se tiene
eDPdDPaDPhPePdPcPbPaP ++=+++++ 265432 (21)
Donde: Px = Número de moles del componente x en el gas natural y Oxígeno a
combustión parcial.
DPx = Número de moles del componente x generado por la combustión
parcial.
36
Estos gases se mezclan con el gas reformado para obtener el gas antes del
enriquecimiento de gas natural.
- Sistema de Enriquecimiento de Gas Natural
El flujo y la composición de los gases después del enriquecimiento con gas
natural (al cual se denomina Gas Bustle Prima) se calculan como una mezcla de los
gases después de la combustión parcial con el gas natural de enriquecimiento.
- Sistema de Inyección de Oxigeno
Este es el último paso para la determinación del flujo y la composición del
Gas Bustle.
En este caso se considero la combustión completa del gas Bustle prima con el
oxígeno inyectado.
Se considero combustión completa de cada uno de los hidrocarburos
contenidos en el Gas Bustle Prima, comenzando desde el C5H12 hasta el CH4,
calculando cada vez el oxígeno restante por estequiometría y la cantidad de CO2 y
H2O generado. Una vez consumido todos los hidrocarburos el oxigeno restante
combustiona con el H2 y el CO contenidos en el Gas Bustle Prima. De esta forma se
conoce finalmente el flujo y la composición del Gas Bustle antes de la entrada al
reactor.
4.1.3. Balance de Masa en el Reactor
El propósito del balance de masa en el reactor es determinar la productividad
y comparar este valor con el real para poder determinar el % de error de los
balances. Para ello se realizaron dos balances similares en el reactor, uno que
determina el flujo de gas tope y otro que determina la productividad. Además se
dividió el reactor en dos subsistemas: la zona de reducción y la zona de
enfriamiento. Se considera que en la zona de reducción ocurre la transformación del
Fe2O3 y FeO a FeO y Feº respectivamente; y que en la zona de enfriamiento solo se
enfría el HRD y se deposita el carbón. Por lo tanto la metalización a la salida de la
zona de reducción es la misma que a la descarga.
37
- Cálculo del Flujo de Gas Tope
El flujo de Gas Tope se calculó considerando los siguientes datos de entrada:
• Flujo másico y composición de las pellas de alimentación y de reoxidado.
• Flujo y composición del Gas Bustle calculado anteriormente.
• Composición en base seca del Gas Tope.
• Porcentaje de metalización requerido en el HRD a la descarga del reactor.
• Porcentaje de Carbón depositado en el HRD requerido por acería.
• Flujo de Gas Natural a la Zona de Transición.
• Flujo de Gas Natural a los Rompedores medios.
• Flujo de Gas de Sello Superior.
La composición en base seca de Gas Tope es conocida considerando que la
composición en base seca del Gas Proceso, Gas Tope Combustible y Gas Tope es la
misma, ya que no hay procesos que involucren reacciones químicas en la separación
de estas líneas.
El flujo de gas tope así como la cantidad de agua del Gas Tope a la salida del
reactor se calcula mediante un balance atómico de Oxígeno e Hidrógeno en la zona
de reducción. La cantidad de oxígeno removida de la pella es conocida con la
metalización. Debido a que el compresor del Gas de Enfriamiento maneja un flujo
constante, el gas natural que se inyecta a los rompedores medios asciende a la
zona de reducción.
Figura 11. Esquema
descriptivo del reactor, se
muestran los componentes
conocidos en negro y los
desconocidos en rojo.
Carga (T/h) %Fet %Fe2O3 %Ganga Gas
Tope FGT %CH4 %CO2 %H2O=? %CO %H2 %N2
Gas Sello FGS I %CO2 %N2 %H2O
%Met
Gas Nat Enf %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4H10 %C5H12 %CO2 %H2O %H2S
Gas Enfriamiento %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4H10 %C5H12 %CO2 %H2O %CO
Gas Nat Transición %CH4 %C2H6 %C3H8 %C4H10 %C5H12 %CO2
Gas Sello FGS %CO2 %N2 %H2O
C
S
N
D
B
T
Gas Bustle FGB %CH4 %CO2 %H2O %CO %H
I
38
Ecuación general
( ) ( )++++++++++ 2222432 NBOHBHBCOBCOBCHBCFeCFeOCOFeC fedcbagangacbao
( ) +++++++++ OHSCOSOHNCONHCNHCNHCNHCNCHN bagfedcba 222212510483624 (
( ) ( )++++++++=+ gangaDFeODFeDOHTHTCOTCOTCHTNS cbaedcbab ```) 22242o
( ) )(32 gangaEcLFeEbLFeOEaLgangaTdLFeOTCLFeTbLOFeTaL ++++++ o (22)
Balance de Oxígeno Atómico
+++++=+++++++++ TaLbDeTcTbTcSbSaSgNfNeBcBbBbCaC 322222*3
EaLTcL + (23)
Balance de Hidrógeno Atómico
TeTbTaSbNgNeNdNcNbNaBeBdBa 224221210864224 ++=+++++++++ (24)
Donde:
Cx = Número de moles del componente x en la Carga o alimentación.
Bx = Número de moles del componente x en el gas bustle.
Nx = Número de moles del componente x en el gas natural a la zona de
transición.
Sx = Número de moles del componente x en el gas de sello superior.
Ix = Número de moles del componente x en el gas de sello inferior.
Tx = Número de moles del componente x en el gas tope.
Dx = Número de moles del componente x en la descarga.
LTx = Número de moles del componente x en la fracción sólida del lavador de gas
tope.
LEx = Número de moles del componente x en la fracción sólida del lavador de gas
de enfriamiento.
Una vez obtenido el flujo de Gas Tope se procedió a realizar el balance para el
cálculo de la productividad.
- Cálculo de Productividad
En el cálculo de productividad se realizó un balance similar al anterior solo
que en este caso es conocido el flujo de gas Tope y desconocida la metalización. Se
trabajo con los dos subsistemas: la zona de reducción y la zona de enfriamiento.
39
Zona de Reducción
Los datos de entrada considerados en la zona de Reducción fueron los
siguientes:
• Flujo y composición de Gas Bustle calculada anteriormente.
• Flujo y composición de Gas Tope calculada anteriormente.
• Flujo másico y composición del mineral en la alimentación.
• Flujo y composición del Gas de Sello Superior.
• Flujo y composición del Gas Natural a la Zona de Transición.
• Flujo y composición del Gas Natural a los rompedores medios.
Conociendo la entrada y la salida de gas, además de la cantidad de mineral
que se esta cargando se determinó la cantidad de oxígeno que se remueve. Lo cual
determina a su vez la cantidad Feº y FeO presentes en la salida de la zona de
reducción.
Para determinar la cantidad de Feº y FeO se realizo un balance de masa
elemental de Hierro (Fe), Oxígeno(O) e Hidrógeno (H2).
Ecuación General
( ) ( )++++++++++ 2222432 NBOHBHBCOBCOBCHBCFeCFeOCOFeC fedcbagangacbao
( ) OHSCOSOHNCONHCNHCNHCNHCNCHN bagfedcba 222212510483624 ( ++++++++
( ) ( )gangaDFeODFeDOHTHTCOTCOTCHTNSOS cbaedcbabc ```) 222422 +++++++=++ o
( )gangaLFeOLFeLOFeL TdTCTbTa +++32 (25)
Balance de Hierro Atómico
LtbLtcLtaDbDaCcCbCa ++++=++ *2``*2 (26)
Balance de Oxígeno Atómico
LtcLtaDbTeTcTbScSbSaNgNfBeBcBbCbCa +++++=+++++++++ 3`22222*3 (27)
Balance de Hidrógeno Atómico
TeTbTaSbNgNeNdNcNbNaBeBdBa 224221210864224 ++=+++++++++ (28)
Donde:
Dx` = Número de moles del componente x a la salida de la zona de reducción.
40
Zona de Enfriamiento
Como último paso en la determinación de la productividad se considera la
deposición de carbón en la zona de enfriamiento, conociendo el porcentaje
requerido del mismo.
Se consideró que el 30% del carbón se combina solo con el hierro metálico
(Feº) para formar cementita (Fe3C), que el resto se deposita como carbono grafito y
que el FeO permanece constante, para ello se realzó un balance de hierro y se
expreso la cementita en función de la masa total de la descarga.
Balance de hierro
aELDcDaDa ++= 3` (29)
Masa Total
MgangaMcCMFeMFeOMFeM gT ++++= 3o (30)
Donde:
Dx` = Número de moles del componente x a la entrada de la zona de
enfriamiento.
Mx = Masa del componente x en la descarga del reactor.
MT = Masa total en la descarga del reactor.
Finalmente la productividad es la masa total de HRD descargado entre el
tiempo tomado en la base de cálculo.
Se calcula el % error de los balances de masa como:
( )100*
PrPrPr
% ⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ −=
real
realcalculda
doductividadoductividadoductivida
error (31)
4.2. Porcentaje de Gas Tope a recuperar
Una vez determinados todos los flujos de las corrientes y composiciones en base
húmeda y seca del Proceso de Midrex I, se determina el porcentaje gas tope a
recuperar de la siguiente forma:
1. Se determina la velocidad de fluidización del lecho, debido a que la máxima
cantidad de gas tope tratado que se inyecta en la línea de gas reformado,
específicamente en el anillo de enriquecimiento, se alcanza cuando el lecho
41
empieza a fluidizar, es decir, cuando el gas bustle o reductor arrasta al
mineral.
La velocidad de fluidización se alcanza cuando la caída de presión del horno reactor
por el área de la zona de reducción es igual al peso del material en la zona de
reducción.
erialpesodelmatáreaP =Δ * (32)
2. Se calcula el valor de cada uno de los dos términos de la ecuación y se
compararan, y sino no son iguales se determina por diferencia hasta cuando
se puede aumentar la caída de presión del horno reactor para igualar este
valor.
3. Se determina a que flujo equivale esta caída de presión máxima del horno
reactor a partir de la ecuación de Bernoulli, en la cual se puede observar la
caída de presión aumenta con el cuadrado del flujo.
22
2212
11 2/12/1 ghPghP ρρυρρυ ++=++ (33)
Donde: P = presión, bar
υ = velocidad, m/s
h = altura, m
g =gravedad, m/s2
ρ = densidad, kg/m3
La diferencia de altura se considera despreciable, simplificándose la ecuación a:
( ) ( )21
222
121 υυρ
−=− PP
(34)
Como AQ
=υ y el caudal volumétrico es el mismo, resulta:
( )
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ −
−=
21
22
22
21
*
212
AAAAPPQ
ρ (35)
Pero este valor está a las condiciones de operación, por lo cual se debe llevar a
condiciones normales para poder compararse con las corrientes del proceso de
Midrex I.
122211 TVPTVP = (36)
4. Este flujo es la alimentación al sistema de remoción de CO2.
42
4.3. Sistema de remoción de C02
Existen muchos procesos para la remoción de gas ácido de las corrientes de
gas.
Para la composición del gas de tope a tratar así como las condiciones de flujo,
presión y temperatura se consideraron 3 procesos potenciales como son lavado con
soda cáustica, sales de carbonato de potasio y uso de aminas.
A continuación se detallan cada uno de ellos.
4.3.1. Lavado con Soda Cáustica
El proceso de lavado con soda cáustica (NaOH) se puede usar para tratar
corrientes de gas del cual se desee remover CO2, CS2, H2S y mercaptanos.
El proceso consiste en emplear un contacto en contracorriente de la corriente
gaseosa con la solución cáustica en una columna empacada o de platos. La columna
puede contener una o varias etapas dependiendo de la cantidad de gas ácido a
remover. Los sistemas de múltiples etapas generalmente tienen diferentes rangos
de concentraciones de solución cáustica, desde 4 a 6 % en peso en la primera
etapa hasta 8-10 % en peso en las últimas etapas.
La solución usada se puede regenerar o desechar dependiendo de cuales
componentes estén presentes en la corriente gaseosa. Si sólo mercaptanos están
presentes, la solución cáustica se puede regenerar en una torre despojadora, pero si
CO2 está presente, se forma un producto no regenerable (Na2CO3) y la solución se
debe desechar. Por esta razón esta opción no es viable porque el gas tope a tratar
contiene 20 % molar de CO2.
Como resultado, ante la presencia de CO2 el proceso de lavado con soda
cáustica conduce a altos consumos de la solución. Este es la principal desventaja del
proceso porque la solución cáustica se considera como un residuo peligroso.
4.3.2. Sales de Carbonato de Potasio
Este proceso comprende una absorción estándar con una solución acuosa de
carbonato de potasio (K2CO3) y despojo, con vapor a presión atmosférica. La
absorción se controla esencialmente por el líquido y depende de las tasas de
difusión a través de la interfase gas –líquido y de la reacción con el carbonato. La
43
solución de carbonato rico es retirada en la base del absorbedor y enviada, a
temperatura constante, hacia la parte superior de la torre despojadora donde una
porción considerable del gas ácido es removida después de expandirla a la presión
de regeneración casi atmosférica. Tanto la torre absorbedora como la regenedora
operan en un rango de temperatura de 230 a 240 ° F razón por la cual esta opción
no es viable debido a que el Gas Tope a tratar tiene una temperatura menor a 100
°F.
4.3.3. Plantas de endulzamiento con aminas
En general se requiere el uso de aminas para tratar corrientes gaseosas con
baja presión parcial de CO2 como es el caso del Gas Tope a tratar, razón principal
por la cual se selecciona este proceso como el más apropiado.
Como se observa en la Figura 12 al ubicar la presión parcial de CO2 en el gas
de alimentación (3.44 ) y en el producto (1.05) se localiza la zona amina primaria
MEA.
Figura 12. Procesos de Endulzamiento de gas. Remoción de CO2 (H2S no presente)
El uso de MEA presenta como ventajas que es la mas reactiva de las
etanolaminas, es una tecnología abierta, es decir, no está sujeta al pago de
44
patentes, remueve tanto el H2S como el CO2 llevándolos a concentraciones de 0.25
granos/100 pies cúbicos estándar y < 100 ppm,v respectivamente.
Pero tiene como desventajas que genera productos de degradación que
requieren el uso de un recuperador o reclaimer para ser removidos, la carga ácida
está limita a 0.3 - 0.35 moles de gas ácido/mol de MEA y la concentración de la
solución también está limitada al 10-20 % en peso, el uso de inhibidores de
corrosión permite trabajar a concertaciones de solución de hasta 30 % en peso.
Adicionalmente la presión de vapor de MEA es la mayor de las aminas usadas en
tratamiento de gas, lo cual puede producir mayores pérdidas de vaporización,
problema que se puede disminuir con lavado con agua dulce.
Como consecuencia de lo anteriormente expuesto ha habido una tendencia al
uso de solventes formulados.
Solventes formulados (MDEA +)
Las empresas Coastal Chemical y Union Carbide conjuntamente mercadean
toda una familia de solventes formulados que arrojan ahorros considerables de
energía, químicas y efectos sobre la corrosión.
Los solventes formulados MDEA + tienen una excelente estabilidad térmica y
química lo cual elimina la necesidad del recuperador, tienen muy baja tendencia a la
formación de espuma y muy poca corrosividad al operar dentro de un rango del 50
% peso ± 5 %. Las pérdidas de solventes son reducidas debido a su más baja
presión de vapor.
4.3.3.1. Diseño de una planta de endulzamiento con MDEA+
4.3.3.1.1. Condiciones del Gas de Alimentación y Cantidad de Gas Ácido
Removido
Se debe conocer el caudal de gas de alimentación a tratar y propiedades
como presión, temperatura y composición. A partir de estos datos se determina el
flujo molar, utilizando el volumen molar a condiciones normales (359.13 ft3/mol) y
el peso molecular aparente, utilizando ∑=
=n
iii PMyPM
1 (37)
45
Se establece que se desea que el gas dulce contenga 3 % en volumen de CO2
como condición final. Con este objetivo se determina la cantidad de gas ácido a
remover a partir de las diferencias de % C02 en el gas de alimentación y gas tratado
CO2 removido = )( 22 gassalidagasentradagasentrada MolesCOMolesCOFlujomolar − . (38)
Adicionalmente la composición del gas tratado se determina fijando el CO2 en 3 %
y el resto de los componentes también se mantienen y a continuación se normaliza.
4.3.3.1.2. Tasa de circulación de la amina MDEA+ De la literatura se obtiene la concentración y la carga ácida de la amina, es
decir, la cantidad de moles de gas ácido que absorbe por mol de amina. Con esta
información y el flujo molar de CO2 a remover se determina la tasa de circulación de
amina. Adicionalmente si se conoce la densidad de la amina se puede determinar la
tasa en galones por minuto (gpm).
4.3.3.1.3. Dimensionamiento de la Planta
Para realizar el dimensionamiento de los equipos principales, como es la
altura y diámetro de la torre absoberdora y regeneradora y el área de transferencia
de calor del intercambiador amina pobre/amina rica se debe realizar balances de
masa y energía a partir de los siguientes volúmenes de control: la torre
regeneradora, intercambiador amina pobre/amina rica, el enfriador de amina pobre,
el condensador de la torre regeneradora y la torre regeneradora incluyendo
condensador y rehervidor mas el intercambiador amina pobre/amina rica.
4.3.3.1.4. Volumen de control: Torre Absorbedora
Se conoce la temperatura de entrada del gas de alimentación a la torre y la
literatura recomienda que la amina pobre entre a la torre a 10 °F por encima de la
temperatura del gas para evitar condensación de líquidos, por lo tanto también se
conoce este valor. Se puede suponer que el gas dulce sale de la torre a una
temperatura cercana a la de la entrada de la amina pobre con lo cual solo falta
determinar la temperatura de salida de la amina rica.
1. Se determina el calor que gana el gas dulce: TCpmQGasDulce Δ=.
(39)
46
2. Se determina el flujo molar de la amina rica:
absorbidoapobreaaricaA GasFlujomolarFlujomolar += minmin (40)
3. De la literatura se conoce el calor de reacción del CO2
4. Se determina el calor de la amina: GasDulceCOMDEA QcciónCalordereaQ −=2
(41)
5. Se despeja la temperatura de salida: Cpm
QT MDEA
.=Δ (42)
6. La temperatura de salida de la amina rica es igual a:
TTT apobreaaricaa Δ+= minmin (43)
Adicionalmente se calcula el diámetro de la torre:
1. Se determina la velocidad másica: ( )[ ] 5.02 VLvmasica Chft
lbV ρρρ −=⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ (44)
Se toma como criterio de diseño 24 in de espaciamiento entre platos.
Los valores de C están tabulados en ft/h para torres de platos o empacadas.
2. Se multiplica la velocidad másica por el flujo molar y se obtiene el área.
3. Se determina el diámetro como: 5.04
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=πAD (45)
Finalmente se determina la altura de la torre como:
Altura de la torre = Espaciamiento entre platos * n° de platos + 2 veces el diámetro
La razón de 2 veces el diámetro es por el extractor de niebla y además debe haber
un nivel en el fondo.
4.3.3.1.5. Volumen de control: Intercambiador de calor amina pobre
/amina rica
El balance de energía está limitado por la temperatura máxima a la cual se
puede llevar la amina rica a la entrada de la torre regeneradora. En este caso se
escoge un valor menor a 212 °F (temperatura de ebullición del agua) para evitar
que gracias al calentamiento de la corriente, se liberen gases ácidos en la tubería
antes de entrar a la torre con lo cual aceleraría mucho la corrosión.
1. Se conoce la temperatura de entrada y salida de la amina rica, se calcula el
calor que gana como: TCpmQMDEArica Δ=.
(46)
47
2. Se fija la temperatura de salida de la amina pobre del regenerador
(referencia la literatura), que es la entrada al intercambiador y se determina
la temperatura de salida de la amina pobre como:
pobreMDEAricaMDEA QQ = (47)
TCpmQ pobreMDEA Δ=.
(48)
.mCp
QT MDEAMDEApobre =Δ (49)
TTentradaTsalida apobreapobrea Δ−= minmin (50)
3. Se determina el área de transferencia de calor como: ULmtd
QA =
(51)
Donde, U es el Coeficiente Global de transferencia de calor, Btu/(hft2°F)
LMTD es Diferencia de temperatura media logarítmica, °F
4.3.3.1.6. Volumen de control: Enfriador Amina Pobre
Como se conoce la temperatura de entrada y salida de la amina pobre al
intercambiador se calcula el calor perdido. El área de transferencia de calor del
equipo no se determina debido a que estos equipos se compran a partir de la
capacidad térmica.
TCpmQ pobreMDEA Δ=.
(52)
4.3.3.1.7. Volumen de control: Condensador de la Torre Regeneradora
(Reflujo)
Se debe conocer la temperatura y presión a la entrada y salida del
condensador (referencia la literatura), con estos dos parámetros se determina la
presión parcial del agua, y con este valor la fracción molar. A continuación se
determina los moles totales en la entrada y salida del condensador lo que permite
determinar el reflujo a la torre regeneradora, como se muestra a continuación:
1. Se determina la presión parcial del agua para cada caso y luego la fracción
molar
48
esióntotalalesionParci
y ii Pr
Pr= @ P y T a la entrada y salida del condensador (53)
2. Se determina los moles totales de cada corriente
0221
HCO yy −= (54)
esmolestotalmoles
yi i= ⇒ 2
2
CO
CO
i
i
ymoles
ymoles
esmolestotal == @ la entrada y salida del
condensador (55)
3. Con los moles totales de entrada al condensador y el flujo molar de gas ácido
removido se determina la cantidad de agua en esta corriente.
Cantidad de agua al condensador = flujo molar total – flujo molar CO2 (56)
4. Con los moles totales a la salida del condensador y el flujo molar de gas ácido
removido se determina la cantidad de agua en esta corriente.
Cantidad de agua con gas ácido = flujo molar total – flujo molar CO2 (57)
5. El reflujo se determina como:
Reflujo = Cantidad de agua al condensador - Cantidad de agua con gas ácido
(58)
6. La relación de reflujo se calcula como:
Relación de reflujo = agua condensada/gas venteo molar (59)
7. Se determina el calor del condensador como la sumatoria de tres calores que
son el calor latente de vaporización del relujo, mas los calores sensibles del
gas ácido y del agua en el gas ácido.
( )TsalidaliqOHTentradaGASOHflujoreflujo hHFlujoMolarQ
22Re −= (60)
La entalpía del agua se determina de las tablas de vapor en Btu/lb.
TCpFlujoMolarQ COCOgasácido Δ=22 (61)
( )OTentHOTsalHOgasacidoHOgasacidoH hhFlujoMolarQ2222
−= (62)
OgasacidoHgasacidoreflujo QQQrQcondesado2
++= (63)
Es importante aclarar que la temperatura de referencia es la temperatura de
entrada de amina rica al intercambiador amina /amina.
49
4.3.3.1.8. Volumen de control: Torre regeneradora incluyendo
condensador y rehervidor mas el intercambiador amina
pobre/amina rica
El calor total de este sistema va ser igual a la sumatoria de los calores
sensibles del gas ácido, del agua en el gas ácido y de la amina y el calor de
reacción.
1. Calor sensible Gas Ácido: considera la diferencia de temperatura entre la
salida del condensador y la entrada al intercambiador amina/amina.
TCpFlujoMolarQ COCOgasácido Δ=22 (64)
2. Calor sensible Agua en el Gas Ácido: considera la diferencia de entalpías a la
temperatura del salida del condensador y entrada al intercambiador
amina/amina.
( )OTentHOTsalHOgasacidoHOgasacidoH hhFlujoMolarQ2222
−= (65)
3. Calor sensible Amina: considera la diferencia de temperatura entre la salida
de la amina pobre del intercambiador amina/amina y la entrada de la amina
rica al intercambiador amina/amina.
TCpFlujoMolarQ MDEApobreMDEA Δ= (66)
4. Calor total es igual a:
QreacciónQgasacidoQQgasacidoorQcondensadQtotal MDEAOH +++−=2
(67)
5. Se determina el diámetro de la torre a partir de la velocidad másica:
( )[ ] 5.02 VLvmasica Chft
lbV ρρρ −=⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ (68)
Se toma como criterio de diseño 24 in de espaciamiento entre platos.
Los valores de C están tabulados en ft/h para torres de platos o empacadas.
6. Se multiplica la velocidad másica por el flujo molar y se obtiene el área.
7. Se determina el diámetro como: 5.04
⎟⎠⎞
⎜⎝⎛=πAD (69)
8. Finalmente se determina la altura de la torre como:
Altura de la torre = Espaciamiento entre platos * n° de platos + 2 veces el
diámetro.
La razón de 2 veces el diámetro es por el extractor de niebla y además debe
haber un nivel en el fondo.
50
4.4. Impacto en los principales consumos del proceso
Se refiere al gas natural y oxígeno y esto debido a que el gas tope
combustible tratado se inyecta en la línea de gas reformado luego de la
combustión parcial y específicamente en el anillo de enriquecimiento, y viene
con una temperatura de 50 °C y debe ascender a 960 °C.
Para el gas natural se debe realizar los siguientes pasos:
1. Determinar la cantidad de CH4 en el gas reformado.
GRGRGR FlujoyCHCH *44 = (70)
2. Determinar la cantidad de gas natural a enriquecimiento (dato que se
toma del phindows).
3. Con los dos valores anteriores y la cantidad de oxígeno a enriquecimiento
(dato que se toma del phindows) se determina el % CH4 en el gas
reformado luego del anillo de enriquecimiento.
ientoenriquecimientoenriquecim
ientoenriquecimGR
OxígenoGasNaturalFlujoGRGasNaturalCH
CH++
+= 4
4% (71)
4. Cuando se inyecta el gas tope combustible tratado en la línea de gas
reformado se debe mantener el %CH4 calculado anteriormente y en base a
esto se determina la nueva cantidad de gas natural a enriquecimiento.
( )GTCtratadoientoenrequecimientoenriquecimientoenriquecim FlujoOGNFlujoGRCHGasNatural +++= 24 *%
(72)
Para el oxígeno se determina la relación de O2 a enriquecimiento y gas
bustle, con esta razón se determina la nueva cantidad de O2 a inyectar al
multiplicar por el flujo total.
( )GB
ientoenriquecimGTCtratadoientoenriquecimientoenriquecimientoenriquecim Flujo
OFlujoOGNFlujoGRO 22
2
*''
+++=
(73)
Donde:
ientoenrequecimGasNatural = Gas Natural a inyectar en el anillo de enriquecimiento.
'ientoenrequecimGasNatural = Gas Natural a inyectar en el anillo de enriquecimiento
cuando se agrega el Gas Tope combustible tratado.
ientoenrequecimO2 = Oxígeno a inyectar en el anillo de enriquecimiento.
51
'2 ientoenrequecimO = Oxígeno a inyectar en el anillo de enriquecimiento cuando se
agrega el Gas Tope combustible tratado.
GRFlujo = Flujo de Gas Reformado después de la combustión parcial.
GBFlujo = Flujo de Gas Bustle.
Como se puede observar se obtiene un sistema de dos ecuaciones con
dos incógnitas y al resolverlo se obtiene la nueva cantidad de Gas natural y
Oxígeno a inyectar luego de agregar el Gas Tope combustible tratado a la
línea de gas reformado.
4.5. Estudio de factibilidad económica del proyecto
Para determinar la factibilidad económica del proyecto se compara el valor
presente neto de la instalación de un sistema remoción de CO2 para recuperar gas
tope combustible vs ampliar la capacidad actual del reformador y compresión de gas
proceso para obtener ganancia en la productividad como se detalla a continuación.
Inversión A: Sistema de Remoción de CO2 con amina
El objetivo de este proyecto es recuperar el 50% del flujo de gas tope combustible
actual, removiendo el CO2 con una planta de amina e inyectándolo una vez tratado
en la línea de gas reformado para obtener un incremento en la productividad de 20
t/h max.
Flujos de cajas negativos:
• Inversión inicial (instalación de la planta de amina): 16 MMUS$ (en al año cero).
• Impacto en consumos de gas natural y Oxígeno (anillo de enriquecimiento):
396.6 y 98.9 US$ /año respectivamente (del año 1 al 10).
• Menor venta de pellas por mayor producción de HRD: 5 MMUS$ (del año 1 al 10).
Flujos de cajas positivos:
• Ganancia de 158 Mton/año de HRD que equivalen a 18.9 MMUS$ (del año 1 al
10).
52
Tabla 4. Flujo de caja y Valor Presente Neto (VAN) de la Inversión A
Inversión B: Ampliación de la capacidad actual del reformador y compresión de
gas proceso.
El objetivo de este proyecto es incrementar la capacidad del reformador agregando
mas tubos portacatalizadores y catalizador a base de niquel y la capacidad de
compresión de gas proceso colocando 2 compresores nuevos con una capacidad de
manejo de 150 MNm3/h para obtener un incremento en la productividad de 17 t/h
max.
Flujos de cajas negativos:
• Inversión inicial (ampliación del reformador y compresores de gases): 15 MMUS$
(en al año cero).
• Menor venta de pellas por mayor producción de HRD: 4.3 MMUS$ (del año 1 al
10).
Flujos de cajas positivos:
• Ganancia de 135 Mton/año de HRD que equivalen a 16 MMUS$ (del año 1 al 10).
Negativo Positivo Saldo0 16,000,000 -16,000,0001 5,549,782 18,901,930 13,352,1492 5,549,782 18,901,930 13,352,1493 5,549,782 18,901,930 13,352,1494 5,549,782 18,901,930 13,352,1495 5,549,782 18,901,930 13,352,1496 5,549,782 18,901,930 13,352,1497 5,549,782 18,901,930 13,352,1498 5,549,782 18,901,930 13,352,1499 5,549,782 18,901,930 13,352,14910 5,549,782 18,901,930 13,352,149
Int % ValorVAN 30% 25,278,694.79TIR 83%
53
Tabla 5. Flujo de caja y Valor Presente Neto (VAN) de la Inversión B
Negativo Positivo Saldo0 15,000,000 -15,000,0001 4,296,092 16,066,641 11,770,5482 4,296,092 16,066,641 11,770,5483 4,296,092 16,066,641 11,770,5484 4,296,092 16,066,641 11,770,5485 4,296,092 16,066,641 11,770,5486 4,296,092 16,066,641 11,770,5487 4,296,092 16,066,641 11,770,5488 4,296,092 16,066,641 11,770,5489 4,296,092 16,066,641 11,770,54810 4,296,092 16,066,641 11,770,548
Int % ValorVAN 30% 21,389,114.89TIR 78%
Inversión B
54
CAPÍTULO V
DISCUSIÓN DE RESULTADOS
5.1. Balances de Masa
A continuación se presentan los resultados obtenidos del balance de masa de
los equipos principales de la Planta de Midrex I, específicamente los flujos
volumétricos y las composiciones de las corrientes principales. Ver detalle de los
cálculos en el apéndice A.
Es importante destacar que el % error en el cálculo de la productividad es
igual a 0.54 %, como es menor al 1% se consideran los resultados obtenidos de los
balances como una buena estimación de los valores reales.
( ) ( ) %54.0100*15.136
15.13688.136100*Pr
PrPr% =⎥⎦
⎤⎢⎣⎡ −
=⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ −=
real
realcalculda
doductividadoductividadoductivida
error
Tabla 6. Flujos volumétricos obtenidos a partir del balance de masa de los gases
de la planta de Midrex I
Línea Flujo (Nm3/h)
Gas de Alimentación 123643Gas Reformado 169104Gas Tope Conbsutible +Gas Natural a quemadores principales 67625Gas generado en la cámara de combustión del reformador 229191Gas de Humo 225562Gas a Post Combustión 3629Gas después de la Combustión Parcial 178850Gas después del enriquecimiento con Gas Natural 182681Gas Bustle a la entrada del reactor 183864Gas Tope 178173Venteo 8961 La razón de gas reformado/gas de alimentación es igual a 1.37 lo que corrobora la
expansión volumétrica del 30 %
55
Tabla 7. Composiciones en base húmeda obtenidas a partir del balance de masa
de los gases de la planta de Midrex I
Comp. GP GA GR GTC GTC+GN QP GH GS CP GN Enr GB GT
%CO2 16,0 14,8 3,1 18,5 18,4 17,3 17,1 3,0 3,1 3,4 8,1%CH4 4,0 16,6 1,3 3,0 3,8 0,0 0,0 1,2 2,9 2,9 1,3%C2H6 0,1 1,1 0,0 0,0 0,1 0,0 0,0 0,0 0,1 0,0 0,0%C3H8 0,0 0,1 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0%C4H10 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0%C5H12 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0%N2 0,2 0,2 0,1 0,2 0,2 63,7 63,8 0,1 0,1 0,1 0,1%CO 30,4 25,6 39,3 35,2 34,9 0,0 0,0 39,0 38,2 38,0 15,3%H2 31,3 26,4 50,2 36,3 36,0 0,0 0,0 50,3 49,3 49,0 15,8%O2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 3,4 3,6 0,0 0,0 0,0 0,0%H2O 18,0 15,3 6,1 6,9 6,9 15,6 15,5 6,4 6,3 6,7 59,5
COMPOSICIONES EN BASE HUMEDA
Donde: GP = Gas Proceso.
GA = Gas de Alimentación.
GR = Gas Reformado.
GTC = Gas Tope Combustible.
GTC+GN QP = Gas Tope Combustible + Gas Natural a Quemadores
Principales.
GH = Gas Humo.
GS = Gas Sello.
CP = Gas resultante de la Combustión Parcial.
GN Enr = Gas Natural a Enriquecimiento.
GB = Gas Bustle o Gas Reductor.
GT = Gas Tope.
5.2. Porcentaje de Gas Tope a recuperar
Basándose en que el lecho empieza a fluidizar cuando
erialpesodelmatáreaP =Δ * , se obtiene que el peso del material en la zona de
reducción es igual a 310 ton (lado derecho de la ecuación) y áreaP *Δ de la zona de
reducción es igual a 208 ton (lado izquierdo de la ecuación), al igualar ambos
56
términos se obtiene una diferencia de 102 ton la cual equivale a 0.48 bar de
incremento en la caída de presión y esto a su vez representa 32.245 Nm3/h, es
decir, que se puede recuperar aproximadamente el 50 % del Gas Tope Combustible
actual. Ver detalle de los cálculos en el apéndice B.
Para el diseño de la planta de amina se trabaja con un flujo de gas de
alimentación de 33.000 Nm3/h como valor máximo de gas tratar.
5.3. Sistema de remoción de C02
Entre las 3 opciones de Lavado con Soda Cáustica (forma un producto no
regenerable, Na2CO3, y la solución se debe desechar), Sales de Carbonato de
Potasio (tanto la torre absorbedora como la regeneradora operan en un rango de
temperatura de 230 a 240 ° F razón por la cual esta opción no es viable debido a
que el Gas Tope a tratar tiene una temperatura menor a 100 °F) y Plantas de
endulzamiento con aminas, resulto ser éste último el tratamiento más conveniente
para el proceso en estudio.
Se seleccionó entre las diferentes aminas las MDEA activada (solventes
formulados) por su excelente estabilidad térmica y química lo cual elimina la
necesidad del recuperador, tienen muy baja tendencia a la formación de espuma y
muy poca corrosividad al operar dentro de un rango del 50 % peso ± 5 %. Las
pérdidas de solventes son reducidas debido a su más baja presión de vapor.
Se diseñaron los equipos principales de la planta de amina con ucarsol AP-
814 @48 % peso, partiendo de las condiciones de presión, temperatura y
composición del gas tope combustible a la salida del separador de gotas existente
en la Planta de Midrex I, como son la torre absorbedora, la torre regeneradora con
su condensador y rehervidor, el tanque de venteo, el intercambiador de calor amina
pobre / amina rica, el enfriador de amina pobre y la bomba de amina rica. A
continuación se presentan en tablas los resultados obtenidos, para mayor detalle
ver el apéndice C.
57
Figura 13. Diagrama de flujo de la planta de amina con ucarsol AP-814 @48 %
peso
Tabla 8: Especificaciones del Gas de Alimentación a tratar en la planta de
amina
Id corriente 1Nombre corriente Gas AlimentaciónTemperatura °C 34.4443Presión Psi g 150.0000Fracción de vapor - 0.9606Flujo volumétrico lb/h 5.6987E+04Flujo volumétrico (liquido) Usgal/minFlujo volumétrico (vapor) MMSCFD@60F
H2O fracción molar 0.0442Ucarsol AP-814 amina fracción molar 0.0000CO2 fracción molar 0.1953H2 fracción molar 0.4825CO fracción molar 0.2261N2 fracción molar 0.0023CH4 fracción molar 0.0496Total 1.0000
Gas de entrada
El flujo de gas de entrada de 56987 lb/h equivale a 33.000 Nm3/h.
58
Tabla 9: Especificaciones del Gas de Salida (gas tratado) en la planta de amina
Id corriente 2 5 8Nombre corriente Gas tratado Gas flash CO2 venteoTemperatura °C 50.3156 76.1423 48.8888Presión Psi g 146.9237 50.0000 7.0624Fracción de vapor - 1.0000 1.0000 1.0000Flujo volumétrico lb/h 3.0271E+04 32.1669 2.5425E+04Flujo volumétrico (liquido) Usgal/minFlujo volumétrico (vapor) MMSCFD@60F 23.3848 1.3241E-02 5.5199
H2O fracción molar 9.7570E-03 7.7459E-02 7.8540E-02Ucarsol AP-814 amina fracción molar 4.5347E-05 4.5395E-05 1.9712E-02CO2 fracción molar 2.9355E-02 0.3312 0.9208H2 fracción molar 0.6096 0.3728 3.7622E-04CO fracción molar 0.2857 0.1578 1.3878E-04N2 fracción molar 2.9065E-03 1.2350E-03 7.7122E-07CH4 fracción molar 6.2638E-02 5.8351E-02 1.1278E-04Total 1.0000 1.0000 1.0000
Gas de salida
El flujo de gas de salida de 30271 lb/h equivale a 26106 Nm3/h.
Tabla 10: Especificaciones de la Torre absoberdora de la planta de amina
Amina pobre (ID corriente) 3Temperatura (°C) 49.0649Flujo (Usgal/min) 612.9095Concentración de amina (% masa/masa) 48.3327Carga gas acido (mol/mol) 0.0364
Amina rica (ID corriente) 4Carga gas acido (mol/mol) 0.4520
Diámetro (m) 1.9859Altura (m) 16.1639Caída de presión (psi) 2.9189
Corriente 4 conecta en fondo de la columnaCorriente 2 conecta en tope de la columnaCorriente 1 conecta en debajo del plato 20Corriente 3 conecta en encima del plato 1
PlatosTipo de plato Válvulas GenéricasNúmero de platos 20Espaciamiento entre platos (in) 24Número de pasos 1
Torre Absorbedora
59
Tabla 11: Especificaciones de la Torre Regeneradora de la planta de amina
Amina rica (ID corriente) 7Temperatura (°C) 101.6666Flujo (Usgal/min) 2467.8727Concentración de amina (% masa/masa) 48.0021Carga gas acido (mol/mol) 0.4517
Amina pobre (ID corriente) 9Carga gas acido (mol/mol) 0.0364
CondensadorTemperatura (°C) 48.8889Presión (psi g) 7.0624Caída de presión (psi) 2.0000Calor (MMBtu/h) -6.8710Tasa de relujo (USgal/min) 12.2949
RehervidorTemperatura (°C) 121.5835Presión (psi g) 12.8000Caída de presión (psi) 0.8000Calor (MMBtu/h) 29.0000Razón de despojamiento (USgal/min) 0.6848
ColumnaDiámetro (m) 2.9376Altura (m) 18.0672Caída de presión (psi) 2.9376
Corriente 7 conecta en encima del plato 1
PlatosTipo de plato Válvulas GenéricasNúmero de platos 20Espaciamiento entre platos (in) 24Número de pasos 1
Torre Regeneradora
La relación de reflujo es igual a 0.24.
Tabla 12: Especificaciones del Flash Drum o Tanque de Venteo
Temperatura de entrada (°C) 76.0887Temperatura de salida (°C) 76.1423Presión de salida (psig) 50.0000Calor (MMBtu/h) 0.0000Tiempo de residencia (min) 10.0000Diámetro (m) 2.5862Altura (m) 9.0517
Flash Drum o Tanque de Venteo
60
Tabla 13: Especificaciones del intercambiador de calor amina pobre/amina rica
Amina pobre (ID corriente) 7Temperatura de entrada (°C) 76.1423Temperatura de salida (°C) 101.6666Caída de presión (psi) 5
Amina rica (ID corriente) 11Temperatura de entrada (°C) 121.6764Temperatura de salida (°C) 91.3987Caída de presión (psi) 0
Tipo de flujo Contra corrienteCalor (MMBtu/h) 14.7651LMTD (°C) 17.5258Area (m2) 310.5797Coeficiente de trasnferencia de calor (Btu/hft2°F) 140
Intercambiador de Calor Amina Pobre / Amina Rica
Tabla 14: Especificaciones del enfriador amina pobre
Temperatura de entrada (°C) 91.3973Temperatura de salida (°C) 48.8888Caída de presión (psi) 5.0000Calor (MMBtu/h) -20.3998
Enfriador amina pobre
Tabla 15: Especificaciones de las bombas
N° 1 2Presión de entrada (psig) 12.8 55.0000Presión de salida (psig) 60 160.0000Elevación de presión (psig) 47.2 105.0000
Flujo (Usgal/min) 656.6147 612.9325Eficiencia (%) 75 75Potencia (HP) 24.1051 50.0562
Bomba
5.4. Impacto en los consumos principales del proceso
Una vez que se agregan los 26.106 Nm3/h de gas tope combustible tratado
en la línea de gas reformado se deben inyectar, específicamente en el anillo de
enriquecimiento, un 14 % adicional de oxígeno y 78 % adicional de gas natural para
61
elevar la temperatura de 41 a 960 °C, el detalle del cálculo se muestra en el
apéndice D.
5.5. Estudio de factibilidad económica del proyecto
Se observa que la inversión A tiene un valor presente neto (VAN) de 25.3
MMUS$ con una tasa interna de retorno del 83 % vs que la inversión B tiene un
valor presente neto (VAN) de 21.4 MMUS$ con una tasa interna de retorno del 78
%. Ambas inversiones son rentables pero la inversión A que refiere a la
recuperación de Gas Tope combustible a través de un sistema de Remoción de CO2
con amina es la mejor.
62
CAPÍTULO VI
CONCLUSIONES
• La cantidad máxima de gas tope combustible a recuperar es
aproximadamente el 50 % del flujo actual (66953 Nm3/h).
• El sistema de remoción más adecuado para los procesos de reducción directa
con tecnología MIDREX es el tratamiento con amina, específicamente MDEA
activada (Ucarsol AP814 @ 48 %).
• La concentración de CO2 en el gas tratado es de 3 % molar.
• Los equipos principales de la planta de amina son:
Torre absorbedora: es una columna de 20 platos con un diámetro de 1.98 m.
Torre regeneradora: es una columna de 20 platos con un diámetro de 2.94 m
Condensador (regeneradora), calor: - 6.87 MMBtu/h.
Rehervidor (regeneradora), calor: 29.0 MMBtu/h.
Intercambiador amina pobre / amina rica, calor: 14.8 MMBtu/h y un área de
transferencia de calor de 311 m2.
Enfriador amina pobre, calor: - 20.4 MMBtu/h.
• Con la recuperación del gas tope combustible a partir del sistema de
remoción de CO2 con amina se logra un incremento en la productividad de
20 t/h pasando de 136 a 156 t/h.
• Se incrementan los consumos principales del proceso tales como oxígeno y
gas natural, específicamente en el anillo de enriquecimiento, en 14 y 78 %
respectivamente.
• El esquema de recuperación de gas tope a una tasa de interés del 30 %
obtiene una valor presente neto de 25.2 MMUS$ lo que representa una tasa
interna de retorno del 83 %.
63
CAPÍTULO VII
RECOMENDACIONES
• Examinar en el balance de masa de la Planta de Midrex I el %H20 en el gas tope. • Considerar en la evaluación económica las pérdidas de producción de HRD por
parar la planta de Midrex I para instalar el sistema remoción de CO2 de amina vs
ampliación del reformador y adicionalmente el impacto en los consumos
principales de acería.
64
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS
Campbell Petroleum Series. Volume 4. (1998). Gas Conditioning and
processing. 4 th edition. Norman. Oklahoma
Gas Processos Suppliers Association. Volume 2 (1998). Engineeing Data Book.
11th edition. Tulsa, Oklahoma
Martínez, M. (1995) Endulzamiento del gas natural. 1era edición. Maracaibo,
Venezuela
Treybal, R. (1999) Operaciones de transferencia de masa. 2da edición. Naucalpan
de Juárez, Mexico
Phindows de Midrex I. (On line). Disponible en: http://midrex.sidor.techint.net/sao/
SAO (Sistema de apoyo operativo). (On line). Disponible en:
http://midrex.sidor.techint.net/sao/
Visual Flash de SIDOR (2006). (On line). Disponible en: http://sidornet/
65
APÉNDICE A
Los balances de masa de la Planta de Midrex I se realizaron en excel al cual puede
acceder a través del siguiente hipervínculo:
Balance de Masa Midrex I (Abril 2006).xls
Es importante a aclarar que la planta trabaja en operación continua y para poder
determinar las condiciones normales de operación se tomo como base de cálculo las
condiciones de operación monitoreadas a través del PHINDOWS para el 17 de Abril
de 2006, fecha en la cual se observó un comportamiento estable y se disponía de
los análisis de los gases reportados por el laboratorio.
66
APENDICE B
Porcentaje de Gas Tope a recuperar
Se alcanza la velocidad de fluidización cuando erialpesodelmatáreaP =Δ * .
tonmtonmerialPesodelmat 3106.1*7.193 3
3 ==
Donde: 193.7 m3 es el volumen de la zona de reducción.
1.6 ton/m3 es la densidad del material en la zona de reducción.
PΔ es igual 0.975 kg/cm2 (valor tomado del PHINDOWS).
Área de la zona de reducción es igual a 21.31 m2.
tonmkg
tonm
cmcmkgáreaP 20831.21*
10001*
110000*975.0* 2
2
2
2 ==Δ
Igualando ambos términos:
tontonton 102108310 ⇒≠
2222 /48.0
1/10000*31.211/1000*102 cmkg
mcmmtonkgton
=
Luego la máxima caída de presión en la zona de reducción es igual a 2/45.148.0975.0 cmkg=+ .
A partir de la ecuación de Bernoulli se determina el flujo equivalente para esta caída
de presión:
22
2212
11 2/12/1 ghPghP ρρυρρυ ++=++
Se desprecia la diferencia de altura, resultando:
( ) ( )21
222
121 υυρ
−=− PP
Si AQ
=υ y el caudal volumétrico es el mismo:
( )
⎟⎟⎠
⎞⎜⎜⎝
⎛ −
−=
21
22
22
21
*
212
AAAAPPQ
ρ
67
( )
( ) ( )( ) ( )
sm
tonkg
mton
barmskgbar
Q /33.17
11000*
22.2*58.122.258.1*6.1
1/100000*45.1975.02
3
22
22
3
2
=
⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡ −
−= @1.45 bar y 850 °C
Donde: ( ) 221 58.142.1*
4mmA ==
π (Diámetro de tubería de Gas Bustle)
( ) 222 22.268.1*
4mmA ==
π (Diámetro de tubería de Gas Tope)
A condiciones normales:
122211 TVPTVP =
12
2112 TP
TVPV =
Donde: 1 son condiciones de operación (1.45 bar y 850 °C).
2 son condiciones normales (1.0133 bar y 0 °C).
( ) ( )( )
3
3
2 3224515.273850*0133.1
15.2730*1
3600*33.17*0133.145.1Nm
kCbar
kCh
ss
mbarV =
+°
+°+=
Este valor representa aproximadamente el 50 % del flujo del gas tope combustible
el cual es igual a 66953 Nm3 (valor tomado del PHINDOWS).
Para el diseño de la planta de amina se trabaja con un flujo de gas de alimentación
de 33000 Nm3 como valor máximo de gas tratar.
68
APENDICE C
Resultados de la simulación de planta de amina (Dow Chemical – Roberto Carlos
Souza).
69
70
71
72
73
74
75
76
77
APENDICE D
Consumos principales del proceso: Gas Natural y Oxígeno
1. Determinar la cantidad de CH4 en el gas reformado.
hNm
hNmFlujoyCHCH GRGRGR
33
44 2146178850*012.0* ===
2. Determinar la cantidad de gas natural a enriquecimiento (dato que se
toma del phindows).
Gas natural a enriquecimiento es igual ah
Nm3
3831
3. Con los dos valores anteriores y la cantidad de oxígeno a enriquecimiento
(dato que se toma del phindows) se determina el % CH4 en el gas
reformado luego del anillo de enriquecimiento.
ientoenriquecimientoenriquecim
ientoenriquecimGR
OxígenoGasNaturalFlujoGRGasNaturalCH
CH++
+= 4
4%
El oxígeno a enriquecimiento es igual ah
Nm3
986 .
( )( ) %25.3100*
/9863831178850/38312146% 3
3
4 =⎥⎦
⎤⎢⎣
⎡++
+=
hNmhNmCH
4. Cuando se inyecta el gas tope combustible tratado en la líneas de gas
reformado se debe mantener el %CH4 calculado anteriormente y en base a
esto se determina la nueva cantidad de gas natural a enriquecimiento.
( )GTCtratadoientoenrequecimientoenriquecimientoenriquecim FlujoOGNFlujoGRCHGasNatural +++= '*% 24
( )26059'3831178850*0325.0 2 +++= ientoenriquecimientoenriquecim OGasNatural
Para el oxígeno se determina la relación de O2 a enriquecimiento y gas
bustle, con esta razón se determina la nueva cantidad de O2 a inyectar al
multiplicar por el flujo total.
( )GB
ientoenriquecimGTCtratadoientoenriquecimientoenriquecimientoenriquecim Flujo
OFlujoOGNFlujoGRO 22
2
*''
+++=
( )183864
986'3831178850' 2
2ientoenriquecim
ientoenriquecim
OO
++=
78
Despejando: hNmO ientoenriquecim /1125' 32 =
Sustituyendo en la ecuación de gas natural:
( ) hNmGasNatural ientoenriquecim /68202605911253831178850*0325.0 3=+++=
El oxigeno se incrementa de 986 a 1.125 Nm3/h (14 %).
El gas natural se incrementa de 3831 a 6.820Nm3/h (78 %).
