TASA DE CIRCULACION DE LA MONOETANOLAMINA

TASA MASICA DE SOLUCION DE MEA

W sol mea = Qg∗F∗PM solmea

p

Dónde:

Qg=Caudal deGas de salidadel absorbedor

F = Moles que depende del tipo de amina que para el caso de MEA es 3 (por cada tres moles de MEA se remueve 1 mol de Gas Acido)

P = constante de 0.15 (la amina participa solo en el 15% p/p y el 85 % es agua)

PM sol mea = Peso molecular de la solución del MEA (61.8 lb.mol/Lb)

W sol Mea = (225.64)∗(3.0)∗(61.8)

0.15= 278898.09 lb/hr

TASA VOLUMETRICA DE LA SOLUCION (MEA – AGUA)

Q sol = WsolMeaDsol∗3600

Dónde:

Dsol=Es ladensidad de la soluciónaminarica q(62.3439lb / pie3)

El factor de conversión de horas a segundos es 3600

Qsol= 278898.0962.3439∗3600

=1.24 pie3/ seg

Luego se realiza la respectiva conversión a GPM

1.24 pie3/seg *7.480520gal

1 pie3 *60 seg1min

= 557.74 GPM

CANTIDAD DE CALOR TOMADO POR EL GAS

Una parte del calor que se genera por la reacción exotérmica de la amina es tomado por el gas, de allí la razón por la cual se calienta al salir por el tope.

La cantidad de calor que toma el gas, al incrementar 5˚F, se calcula de la siguiente manera:

Temperatura Promedio del Sistema

Tm = Ts+Te

2

Dónde:

Ts = Temperatura del gas a la salida del Absorbedor (˚F)

Te = Temperatura del gas a la entrada del Absorbedor (˚F)

Tm = 115+120

2 = 117.5 ˚F

El calor especifico del gas dulce a la temperatura de 117.5 ˚F es de Cp = 9.924 BTU/lb.mol*˚F

Q = n*Cp*(Ts – Te)

n = número de moles del Gas Tratado

Q = 1977.3164*9.9294*(120-115)

Q = 98114.43 Btu/hrb

TEMPERATURA DE LA SOLUCION DE AMINA POBRE

Temperatura de la solución pobre o limpia es de 145 ˚F. Este valor lo selecciona el diseñador, teniendo en cuenta que este valor este como mínimo 10 ˚F por encima de la temperatura a la cual entra el gas al absorbedor.

CALOR DE REACCION

La cantidad de Calor de Reacción generado en el Absorbedor será igual a la suma de los calores de reacción de los componentes ácidos con sus respectivos números de moles.

Qr=QRCO2+QR H 2S

Qr=n∗PM∗Cr

n = Números de moles Removidos del Gas Acido.

PM = Peso Molecular del Gas Acido.

Cr = Calor de Reacción del Gas Acido.

Calor de Reacción del CO2= 825 Btu/hr

Calor de Reacción del H 2S = 820 Btu/hr

QRCO2= 218.5272*44.01*825 = 7934340.21 Btu/hr

QRH 2S = 0.0571*34.08*820 = 1595.69 Btu/hr

Qr = 7934340.21 Btu/hr + 1595.69 Btu/hr

Qr = 7935935.90 Btu/hr

CALOR REMANENTE DE LA AMINA

Qrem=Qr−Q

Dónde:

Qr = Calor de Reacción Total (Btu/hr)

Q = Calor Absorbido por el Gas (Btu/hr)

Qrem = Calor remanente o absorbido por la solución de la Amina (Btu/hr)

Qrem = 7935935.90 – 98114.43

Qrem = 7837821.47 Btu/hr

INCREMENTO DE LA TEMPERATURA EN LA SOLUCION DE AMINA

Qrem=Wsol Mea∗CPMEA∗(T 2−T 1)

(T 2−T 1 )= QremWsol Mea∗CPMEA

Dónde:

Qrem = Calor remanente o absorbido por la solución de la Amina (Btu/hr)

W sol mea = Tasa másica de Solución de MEA (Lbm/hr)

CPMEA = Calor especifico de la solución de la amina a la temperatura de entrada de la Amina

(Btu/Lb˚F) es de 0.956 a 145˚F y 15%) Fig. No 3 - 6

T 2 = Temperatura de descarga de la solución de amina

T 1 = Temperatura de entrada de la solución de amina

7837821.47 = 267023.31 *0.956*(T 2 – 145)

T 2 = 176.1 ˚F

Ahora se puede ajustar el calor de remanente de la solución de amina con parámetros reales de la siguiente manera:

Q rem = Wsol Mea*CPMEA*(T 2 -T 1)

Tm = T1+T 2

2 =

145+176.12

= 160.35 ˚F ahora CPMEA= 0.9524 (Btu/Lb˚F) @ 160.35 ˚F

Qrem = 267023.31*0.9524*(175 .7 – 145)

Q rem = 7836920.53 Btu/hr

INTERCAMBIADOR AMINA POBRE – AMINA RICA

COMPUESTO QUIMICO TEMPERATURA

SALIDA ENTRADA

SOLUCION RICA 175˚F 190 ˚F

SALIDA ENTRADA

SOLUCION POBRE 227 ˚F 242˚F

En este caso se ha escogido una temperatura a la cual se puede llevar la amina rica 190 ˚F para evitar que gracias al calentamiento de la solución de amina se liberen Gases Ácidos en el tubo antes de entrar en la torre de regeneración. Esto aceleraría mucho la corrosión de este tramo de la tubería.

La temperatura del amina pobre a la entrada del intercambiador es de 242 ˚F y es debido al punto de ebullición del agua y la cantidad de temperatura para disociar el gas acido, y para efectos de este ejemplo la temperatura a la salida del intercambiador de la amina pobre es de 227˚F.

CALOR INTERCAMBIADO

Tm = T1+T 2

2 =

175+1902

= 185.5˚F

CPMEA = 0.9165 Btu/Lb ˚F @ Tm = 185.5 ˚F considerando presencia de CO2 y H 2S

Q∫¿=ntotales delaamina rica∗PM del amina rica alasaladia del absorbedor∗CPMEA∗(T 2−T1)¿

Q int = 13571.6351*20.7028*0.9165*(190 – 175)

Q int = 3862646.72 Btu/hr

CARGA CALORIFICA NECESARIA PARA CALENTAR LA SOLUCION DE MEA – AGUA

190 ˚F 242 ˚F

Tm = T1+T 2

2 =

190+2422

= 216˚F

CPMEA = 0.982 Btu/Lb ˚F @ Tm = 216 ˚F

LUEGO:

Qc=Wsol Mea∗CPMEA∗(T 2−T 1)

Qc = 267023.31*0.982*(242 – 190)

Qc = 13635278.50 Btu/hr

COMPOSICION DE LA SOLUCION QUE LLEGA AL ABSORBEDOR

La Solución de amina pobre que llega al absorbedor debe tener

H 2OMEACO2

H 2S

H 2O = %P/P∗QgPM H 2O

= 0.85∗267023.31

18.015 = 12598.9350Lbmol/hr

MEA = Wsol Mea*F = 218.5843*3 =655.7529Lbmol/hr

CO2 Y H 2S = WsolMea∗¿F * P = 218.5843*3*0.15 = 98.3629Lbmol/hr

DONDE:

P = constante de 0.15 (la amina participa solo en el 15% p/p y el 85 % es agua)

Qg = Caudal de Gas de salida del absorbedor

PM H 2O = Peso Molecular del agua

W sol = Tasa de circulación de la Amina en el Absorbedor

F = Moles que depende del tipo de amina que para el caso del MEA es 3 (por cada tres moles de MEA se remueve 1 mol de Gas Acido)

COMPOSICIÓN QUE LLEGA AL ABSORBEDOR

Composición Lbmol/hr XiH 2O 12598.9350 0.943525MEA 655.7529 0.049109

CO2 y H 2S 98.3629 0.00736613353.0508 1.000000

CARACTERÍSTICAS DE LA MEZCLA DE LA SOLUCIÓN QUE LLEGA AL ABSORBEDOR

PM Xi(Lbmol/hr)*Xi

18.015 0,943525 16,997661,80 0,049109 3,0349362

21 0,007366 0,152496825TOTAL 133.531 1 20,1850 PM sol

CARACTERÍSTICAS DE LA MEZCLA QUE LLEGA AL ABSORBEDOR

PM sol = 20,1850

Ge = 0.9991

Densidad 62.3439 Lbs/pie3

SOLUCION QUE SALE DEL ABSORBEDOR Y ENTRA AL REGENERADOR

Siguiendo el mismo procedimiento anteriormente descrito, se puede calcular la composición de la solución rica.

A los moles de cada componente que llegan al absorbedor agréguele los moles de gas ácidos retirados del gas

H 2O = %P/P∗QgPM H2O

= 0.85∗267023.31

18.015 = 12598.9350 Lbmol/hr

MEA = Wsol Mea*F = 218.5843*3 =655.7529 Lbmol/hr

CO2= nCO 2 sol + nCO 2

Dónde:

nCO 2 sol= Es la cantidad de moles CO2 que se encuentra en la solución.

nCO 2= Es la cantidad de moles de CO2removidos del Gas Acido.

nSH2 =Es la cantidad de moles de sulfuro de hidrogeno removidos por el absorbedor

CnCO 2 = 98.3629 +218.5272 =316.8901 Lbmol/hr

nSH2 = 0.0571 Lbmol/hr

Los moles de sulfuro de hidrogeno en la solución que entra al regenerador no se toma en cuenta para el cálculo debido que su cantidad es demasiado pequeña y no se la considera en el calculo

Composición de la solución que sale del absorbedor

Componentes Lbmol/hr Fracción MolarH 2O 12598,9350 0,928329MEA 655,7529 0,048318CO2 316,8901 0,023349H 2S 0.0571 0,000004

TOTAL 13571,6351 1,000000

EL CO2que contiene la solución es igual al que mantiene al salir del regenerador mas el que retira del gas acido.

CO2 = 98.3626 + 218.5272 = 316.8901

CARACTERISTICAS DE LA SOLUCION QUE DEJA LA TORRE DE ACOSORCION.

Lógicamente después de obtener la composición molar de la solución rica, se podría calcular las características de la mezcla así:

Peso Molecular = 20.7028

Gravedad Especifica = 0.9915

Densidad: 61.8383 Lbs. /pie3 = 8.2706 LPG

COMPOSICION DEL GAS DE TOPE DE LA TORRE DE REGENERACION

El valor aproximado de la fracción molar del CO2en el tope de la torre de regeneración se la

puede obtener dividiendo los moles del CO2 que deja de la torre entre la suma de los moles que salen, más los que llegan la solución rica. Esto es importante porque la composición del tope está prácticamente integrada por el CO2más el vapor de agua.

Y CO2=

nCo 2 removidos

nCO 2 removidos+nco2dela aminaque saledel absorbedor

Y CO2 =

218.5272316.8901+218.5272

= 0.408

ntotal=nCo2 removidos

Y CO 2

Moles de vapor que dejan la torre (V) = 218.5272

0.4 = 546,318 Lbmol/hr

nH 2Oevaporados=nCo 2 removidos∗Y CO2

Moles de agua que se vaporizan 5486.3178*.06 = 327.7908 Lbmol/hr

Se considera que la mayor cantidad de agua vaporizada en el tope de la torre se condensa para ser retornada como reflujo (L) Ver fig. 3 – 2 a T = 120℉ . El CO2que sale por el tope arrastra un 6% de agua quedando un 94%que regresa a la torre como reflujo)

L=nH 2O evaporados∗PMH 2O∗0,94

62,4∗60

L = (327.8764 Lbmol/hr)(18.015 Lb/Lbmol)(0.94)(62.4 Lbs/pie3)(60min/hr)

Qw = 1482 pie3/min

CALOR DE VAPORIZACION DEL AGUA

El agua que sale por el tope de la torre debe ser condensada para lo cual es necesario retirarla cantidad de calor que produce la condensación.

A continuación se presenta el correspondiente cálculo:

Qv=nH 2O evaporados∗uH 2O∗PMH 2O

Qv = (327.7907 Lbmol/hr)(970.18 Btu/Lb)(18.015 Lb/Lbmol) = 5729057.9

CARGA CALORIFICA DEL REHERVIDOR

La carga calorífica del rehervidor se calcula sumando el calor requerido para incrementar la temperatura de la solución, el calor para evaporizar el agua, más el calor necesario para disociar el gas acido de la solución (El cual es igual al calor de absorción en el contactor).

QReh=Qc+Qv+QRemanete Ajustado

Qreh = (13635278.50 + 5729057.9 + 7837821.47) Btu/hr

27202157.87 Btu/hr = 6854828.47 Kcal/hr.