............................................................................................ Introducción 1 Problema primitivo .................................................................................. 2

I SELECCldN DE TECNOLOGIA

I . 1. REMOCIóN DE H, S

1 .I . 1 .Alternativas tecrtol6gicas .................................................................. 3 I . 1 . 2. Etanolaminas para la remocidn de H2S ............................................ 4 1 . 1 . 3.Remoción de H2S con soluciones de amonio .................................. 16 1 . 1 . 4.Proceso de oxidación seca para la remoción de

compuestos de azufre ................................................................... 19

1.1 . 6.Matriz de selección sobre las alternativas 36 1 .I . 5.Rernocion de H, S por oxidación en líquidos ................................... 31

.......................................

1.2. DESHiDRATACldN DE LA CORRIENTE GASEOSA

I ................................................................ . 2. I .Alternativas tecnoldgicas 39 1.2.2.Qesecar1tes sólidos ...................................................................... 40 1.2.3.Matriz de selección sobre las alternativas ...................................... 44

1.3. ELIMINACIóN DE CO,

I . 3.1 . Alternativas tecnológicas .............................................................. 47 1.3.2. Matriz de seleccidn sobre las alternativas .................................... 51

2 INGENIERIA BASICA

2.1. BASES Y CRITERIOS DE DISEÑO ................................................ 53

2.2. DESCRIPCIóN DEL PROCESO .................................................... 55

2.3. DIAGRAMA DE BLOQUES .......................................................... 59

.

2.4. BALANCES DE MATERIA. BALANCES DE ENERGíA Y DIMENSIONAMIENTO DE EQUIPO

2.4.1. Humidlficador 2.4. I . 1 Balance de materla ........................................................ 63 2.4.1.2. Balance de energía .......................................................... 65

2.4.2. Secci6n de eliminaci6n de H, S 2.4.2.1 . Balance de materia .......................................................... 70 2.4.2.2. Caída de presión .......................................................... 71 2.4.2.3. Balance de energía ........................................................ 74

2.4.3.Deshumidificación 2.4.3.1 Diseflo de los deshumidificadores .................................... 77

2.4.4. Absorción de CO, 2.4.4.1. Balance de materia ...................................................... 79 2.4.4.2. Balance de energla ....................................................... 82 2.4.4.3. Número de unidades de transferencia ............................... 84

2.5. DIAGRAMAS DE FLUJO

MEMORIAS DE CALCULO ............................................................. 85

AP~NDICE .................................................................................. 96

2.6. HOJAS DE DATOS Y EQUIPO ...................................................... 99

2.7. DIAGRAMA DE DlSTRlBUClON

2.8. MANUAL DE PROCESO .............................................................. 105

2.9. SEGURIDAD ................................................................................ 110

BtBLIOGRAF¡A .................................................................................. 111

RESUMEN

El trabajo presenta la evaluación de diversas tecnologlas para la purificacidn de biogas como el diseAo de una planta de purificacidn para tratar: 5222 mWla de biogas con una composicibn de: 75Oh CH,!, 2Ooh CO,, 1% H,S y 4% H,O.

La cantidad de combustible obtenido en base al diseflo es de: 109.408 kglhr con una composición de: 98.3Oh CH, , 1 . 3 O h CO, y 0.7% H,O.

OBJ ETlVO

- Seleccionar un metodo para la purificaci6n del biogas que cumpla con las siguientes ventajas:

Remoción de CO, , - , H,O y una total remocidn de H,S. Flexibilidad para tratar diversas composiciones del biogas.

- DiseAar una planta para el tratamiento del biogas con el metodo seleccionado.

1

La aprobaci6n de nuevas íeyes y normas ecoldgicas, con fuertes multas para quienes no las cumpla, regulan todo tipo de emanaciones al medio ambiente por parte de las industrias, obligando a estas a realizar grandes inversiones en equipos y dispositivos anticontaminantes.

Aunado a esto el incremento en los costos de servicios tales como el consumo y desecho de aguas y los energeticos. Han vuelto obligatorio el desarrollo y la irnplementaci6n de metodos, que se distingan por su novedad y eficacia amen de su ventajas, para el tratamiento de los desechos industriales, que permitan una considerable disrninucich en la emisidn de contaminantes y a su vez la obtencibn de nuevas fuentes de ingresos.

Un método que brinda grandes expectativas en su irnplernentacidn en las industrias que realizan el tratamiento de sus aguas residuaíes por métodos biologicos es: la recuperaclon y purlflcaclbn de Magas. La ventaja que representa es la obtención de subproductos, tales como:

Estos subproductos significan mayores fuentes de ingreso, cuya relevancia es la obtencibn de una nueva alternativa energética, que se traduce en la reducción de gastos.

No es ninguna novedad que en nuestros días sea imprescindible la orientaci6n de nuestros actos, teniendo un mayor cuidado en las consecuencias que estos puedan tener hacia el medio ambiente. Ya que por ignorancia o

indiferencia hemos generado danos irreparables a nuestro habitat, sin reparar et? las miles de muertes que se han generado.

1

PROBLEMA PRIMITIVO

En el tratamiento de aguas residuales por métodos bioldgicos, se genera gran cantidad de biogas, cuya composicidn es rica en: metano, bibxido de carbono y bajas concentraciones de sulfuro de hidrdgeno.

Pero para hacer uso del biogas como combustible, es necesario mejorar su calidad; ya que la concentración que presenta en sulfuro de hidrbgeno, dalia ai equipo de almacenamiento como al de combustidn, en general a todo el equipo con el que esta et1 contacto.

Si tambiBn se elimina el contenido en bidxido de carbono, se evita que este merme el poder calorlfico que puede brindar el metano y debido a esto tambien es importante remover la humedad.

Ahora, si la purificación del biogas se puede realizar a bajo costo, se tiene un combustible limpio y barato.

1 SELECCION DE TECNOLOCIA

1.1 REMOCION DE HZS

1.2 DESHIDRATACION DE LA CORRIENTE GASEOSA

1.3 ELIMINACION IIE COZ

1.1 REMOCION DE H2S

1.1.1. ALternh~as tecnolugicas.

conjuntamente, y métodos que son selectivos a H,S. Existen tecnologlas que se emplean para la remoci6n de H2S y C02

Mktodos para la eliminacibn simultanea de H2S y COZ

Remocidn con etanolamims Remocibn con soluciones de amonio

MBtodos de remocidn selectiva hacia H2S

Remocibn de H,S por oxidacicjn en Iiquidos Remocidn de H;S por procesos de oxidacih seca

3

Las dos aminas que han demostrado ser las de mejor interés comercial en la purificacidn de gases son la monoetanolamina (MEA) y la dietanolamina (DEA). El uso de diaminoisoporpanol se ha reportado en instalaciones recientes, y no ha probado ser importante comercialmente. Por su parte, la mefildiefanolamina ( M E A ) se ha descrito como un absorbedor selectivo hacia H,S en presencia de COZ, sin embargo su uso comercial se ve limitado por su alto costo.

Alglin tipo diferente de alcalonamidas, la p,p- hidroxyaminoetilen Her, ha sido propuesto como un absorbente superior, que combina la estabilidad y reactividad de la monoetanolamina, ademas de la baja presidn de vapor e higroscopla del dietilenglicol. Desafortunadamente este material es dificil de sintetizar y no esta disponible en el mercado a un precio competitivo.

L

H /

\ HO-C-C-N

H

Ho\ Ho\ w \ cr;’ cc’

N-H N-CC-OH

HO ’ HO ’ Monoetanolamina Dietanolamina Trietanolamina

-C - H2k

HO

b k / $4’ \

N-CH3 H-o-+”-o-+”N

HO H

- Diaminoisopropanol Metildietanolamina Hidroxiaminoetil &ter

4

Estos compuestos contienen un grupo hidroxil y un amino. En general, se considera que el grupo hidroxyl sirve para reducir la presi6n de vapor e incrementar la solubilidad en el agua; mientras el grupo amino brinda la necesaria alcalinidad en soluciones acuosa que causan la absorción de gases hcidos.

Reacciones principales que se lleva acabo con el uso de monoetanolamina:

2RNH, + H2S-----(RNH3 j2S (RNH3$ + H2S-----2RNH3HS

2RNH2 + COZ + H*O-----(RNH3)2C03 (RNH3)2C03 + C02 + H90-----2RNH3HC03 L

2RNH2 + C02----- RNHCOONH3R

Estos productos tienen una presibn de vapor apreciable bajo condiciones normales, de tal forma que la composicidn de las soluciones en el equilibrio varían con la presi6n parcial que los gases Bcidos ejercen sobre estos; mientras que la presidn de vapor de estos compuestos se incrementa rapidamente con la temperatura, es posible eliminar el gas absorbido de la solución aplicando calor.

La gran efectividad de las soluciones de monoetanolamina en la absorcibn de ambos gases, se debe a su gran alcalinidad. La magnitud de estos factores se ilustra en la siguiente figura, en ella se grafican los valores de pH obtenidos por cunm de tltulacibn usando soluciones a 2N. de diversas aminas cuando se neutralizan con C02. Tambikn se incluye una curva de KOH para comparar. Los picos que presenta se pueden interpretar como: la seAal de la presencia de una especie no ionizada durante la neutralizacidn del compuesto formado.

La magnitud de estos factores se ilustra en la siguiente figura, donde se graflcan los valores de pH obtenidos por cuwas de tItulaci6n usando soluciones 8 2N. de dkersas aminas cuando se neutratlrrsn con COZ) se incluye una curva de KOH para comparar. Los picos que presenta se pueden interpretar como; la seAal de la presencia de una especie no ionizada durante ia neutrallraclbn del compuesto formado.

Seleccibn de la arnlna

La soluclbn de monoe4enolsmine es el sotvente preferencial para ambos gases H2S y C02, amenos que ba]o ciertas circunstancias especiales se requiera el uso de otra amina corno.

1 .-Cuando existen impurezas en los gases que pueden

2.-Cuando se requiere selectividad. 3.-Cuando se requieren perdidas do vapor muy bajas.

reaccionar Irreversib!emente con la monoetanolamina, como COS y CS2

Principales razones sobre la preferencia del uso de la monoetanolamina:

su bajo costo, alta reactividad, excelente estabilidad y ,sobre todo, la facilidad con

que puede ser regenerada. Su principal inconveniente es su relativa alta presibn

de vapor.

Una forma para superar este inconveniente es hacer un lavado con agua

para absorber los vapores de la amina en la corriente gaseosa. En cambio, si se

desea una absorcibn selectiva hacia H2S en presencia de CO, se hace uso de las

aminas terciarias, Trietanolamina o metildietanolamina. La selección de la

concentración de la amina es arbitraria y se toman como parametros la corrosibn y

la experiencia en la operación, en lugar del menor costo de la amina ya que la

inversión de las instalaciones son muy costosas.

L

Feagan' recomienda el uso de concentraciones de un 15% de

monoetanolamina en H20 (se sugiere para no afectar el equipo de acero por

corrosibn), cuando se intenta hacer la absorcidn con concentraciones altas, la

presión de vapor (del gas dcido) aumenta considerablemente al aumentar la

concentracidn. Cuando se intenta hacer la absorcidn con pequeflos voldmenes de

solución y absorber la misma cantidad de gas, el calor de reacción da como

resultado un gran incremento en la temperatura y consecuentemente el incremento

de la presi6n de vapor del gas dcido sobre la solucidn.

En el uso de la dietanolamina se ha encontrado que las concentraciones que

se usan son de ( I O a 2 5 O / 6 ) , los inconvenientes que se presentan son: el incremento

en la solubilidad de los hidrocarburos y la presencia de altas posibilidades de

corrosión.

7

I

Para la metildietanolamina y la friefandaamina se usan concentraciones altas, - ya

que estas aumenta la selectividad’-, se recomienda un 30% en peso.

En los procesos comlinmente conocidos como Glicol-amina , se usa la

mezcla de di o trietilenglicol y monoetanolamina conteniendo un 5Oh eh H20 ya

que se han encontrado grandes aplicaciones para estos.

Este proceso ofrece dos ventajas principales.

1 .-La deshidratación simultdnea con la purificaci6n del gas.

2.-La reduccibn de la corriente (flujo) cuando se compara con sistemas acuosos.

Las desventajas son la pbrdida de amina debido a la vaporizacidn y se encuentran

dificultades en la purificacibn de la solución contaminada.

Cuando la concentraci6n de C 0 2 es muy elevada (mayores a un 50%) el uso

de aminas no es competitivo para su remocibn, IO que se recomienda es el uso de

carbonato de potasio caliente pues resulta mucho mhs eficiente.

En caso de que la cantidad de C02 sea muy alta,

con el uso de carbonato de potasio caliente o con

C 0 2 y posteriormente hacer uso de la amina.

primeramente hay que removerlo

lavado de agua, para absorber el

8

A contlnuacl6n se presenta el proceso que 86 utlllza al emplear Gllcol-amlna

r- - ""l

Comparacl6n de las cuatro ambas tomando como prlnclpal obJetlvo los costos comperatlvos entre ellas y la

presl6n de vapor.

I Propledadss MEA DEA TEA MDEA I 119.2 Peso molecular 61.1 105.1 149.2

Concentracidn lbll O 0 lb 15.2 25.5 36.0 Costo aproxlmado, dolar /gal 0.35 0.49 0.76 1.83 'Presl6n de vapor aproximada ""------"

de la amina pura a 100 O F , psla

28.0

- 0.03

. .___

0.0001 0.0001 0.0004 .

Precauciones y alternativas que se deber1 tener presentes.

a> Recuperacidn de amina

Para ello se debe utilizsr agua en el domo del absorbedor, ya que hay ptlrdidas de

amina3 que se vaporiza y es acarreada con el gas ya purificado. Lo mismo sucede

en la columna donde se limpia la amina contaminada.

El número de platos que se utiliza para lavar con agua la corriente gaseosa, tiene

una eficiencia por plato de 40 a 50% bajo condiciones típicas de una columna de

absorcidn. Para una remocidn del 8Ooh en la columna de ahsorcibn se usan 4

platos para la recuperación de la amina vaporizada, en la columna de

descontaminacibn de la amina se usan de 4 a 6 platos.

b) Ciclo de separaci6n de corrientes.

Este proceso tiene la particularidad de reducir la cantidad de vapor requerido. Los

puntos principales son: la corriente de amina exhausta que sale del absorbedor

estara divida en dos partes. Una de ellas entra al domo y la otra en su parte media

de la columna de reanlmaci6n. Para la columna de absorcidn se repite el

procedimiento, sin embargo la corriente que aún contiene gas &ido se alimenta en

el punto medio de la columna.

Sus desventajas son los costos, debido a que es necesario hacer uso de un mayor

número de bombas y tubería. A continuacidn se presenta el diagrama del sistema.

ARSORCiON EN UN INTERCAMBIADOR DE CALOR

Se allmenta al intercamblador en confentes paralelas el gas crudo con una solucidn parcialmente rica (err gas Bcido), en el lntercemhlador se elimina el calor de reaccl6n. La mezcla es separada y la corrlente gaseosa pasa posterlomente a la torre de absorclbn a contracorriente con soluclbn fresca, y la soluclbn que sale del absorbedor es utiliznda nuevamente para alimentarse al lutercamblador con el gas sucio.

DISER0 DE LA COLUMNA DE ABSORCICN

Como una primera aproximacldn gam caicular la cantldad requedda de flujo de llquido, se puede asumir un contenido de gas Beido en la soluclbn ya agotada que se aproxlme a un 75% del valor de equihbrio con respecto a la altmentaci6n del gas a La temperatura del fondo bel absorbedor. La cantidad de absorclbn del gas Bcido st? ve disminuida rhpidamente cuando este se Incrementa, para los c~lculos precisos se requiere conocer el grado de regeneraclbn de la amha en la columna de regeneracibn.

Datos oMenidos be planta pera sbsomiCn de COZ con MEA

Para el uso de MEA la solucldn que sale de la coiunma de regeneraclbn contiene: De 0.05 a 0.2 moles de COZ /MOI de MEA. Dependiendo de las condlclones de operacl6n de la columna un valor de 0.15 puede usarse si le columna e9 usada a bajas presiones, y se considera que todo el H2S es removido.

Temperertura en to columna

Para estimar la temperatura be la solucidn que sale del absorbedor, es necesarlo conocer el calor de la reacci6n y la rapacidad calorifica de la soluclbn, se presentan datos sobre MEA, DM, TFA, a continuactbn.

i i

r 3

Absorcidn de U2S y mezcles de H$-C02

No es Inusual reallrar una pu~cac l6n en la corrlente gaseosa que sale del

absorbedor, que est& ptactlcamente en equlllbrio con la soluclbn allmentada,

considerando un contenldo de H2S.

Esto tiene el efecto que el desempeflo de la columna de agotamiento es de mayor

Importancia que la altura del absorbedor, SI se requiere alta pureza en el gas.

La figura presenta los datos de absorcldn de H2S en trletenolernin8 de un gas que

contenla un atta porcentaJe de C 0 2 .

Tedricamente los coeficientes de transferencia para la absorcibn de H2S son

de 3 a 5 veces mayores que los obtenidos para el COZ bajo condiciones similares.

Sin embargo, se presenta un punto de diferencia en el efecto de la temperatura,

donde un incremento en la temperatura produce un descenso en el coeficiente de

absorcidn, aun en bajos rangos de temperatura.

En la tabla siguiente se presentan valores para el coeficiente de absorcidn de H2S.

Los valores se tomaron a 77°F y un flujo de liquido de 400 lblft hr.

Los datos fueron obtenidos en un laboratorio --Leibuseh, A. V., and A. L. Shneerson: J.

Appl. Chem. (U.S.S.S.R.). 23:q253-1263(1950)" usando una columna de una pulgada

de diametro, con un empaque de cristal (anillos) de 5 a 6 mm.

Las soluciones de monoetanolamina son usadas con mayor frecuencia para

absorber HqS de corrientes de gas natural a alta presldn.

2

L

mollmol de amina Entrada Salida Entrada Salida

2.5N MEA 1 .O8 0.1 1 0.007 0.1 07 39.9 2.5N MEA I .O8 O .40 0.207 0.275 25.6

2"EA 0.80 3.86 0.007 O. 378 11.2 2 NMEA 2.62 0.39 0.007 0.101 12.8 2 NMEA 2.56 1.64 0.266 - 0.315 I 5.7

"__-."_I.__ ___ -___--

__ __ "" ___" "- -

Los procesos que usan etanolamtnas son ideales en el tratamiento de gas natural, gas de slntesis y refherla, donde solamente las impurezas a eliminar son H2S y C 0 2 . Si las corrientes gaseosas contienen sulfuros de carbono, disulfuro de carbono, &idos orghnicos y otras impurezas, la aplicacidn de las etanolaminas se ve limitada, debido a dos razones:

1 ) Reacciona de forma no regenerativa con ciertas impurezas.

2) No pueden recuperarse de soluciones Impuras.

Es en este campo es donde el uso de soluciones de amoniaco se desempefia. Tanto el H2S como NH3 son relativamente valiosos. Su recuperación y conversi6n a azufre elemental, y sulfatos de amonlo, nitratos o fosfatos se consideran importantes econdmicamente.

Reacciones que se llevan a cabo con NH,

16

La tabla NH3-I presenta valores de presi6n de vapor sobre soluciones acuosas de (NH4)$3.

Tabla NH3- I

Temperatura NH,, H,S, - PreGon -___ de v q o r " mmHg "C 20 1.38 1.40 53.3 O 16.3 20 2.68 2.68 - 65.5 0 16.2 20 6.77 6.81 130.1 O 15.8 20 8.05 8.03 154.8 5.6 15.1 20 9.41 9.40 "" 190.0 13.0 14.3

%-en peso % en peso &S NH, H , 0 -___ ."

40 2.31 2.33 92.0 8.2 49.1 40 5.88 5.86 183.4 22.2 44.7 40 7.21 7.26 220.6 26.9 48.4

- -__._

"

40 9.34 9.36 293.2 30.4 47.9 "

<

60 3.22 3.25 134.1 25.5 125.1 __ 60 5.54 5.56 205. O 48.5 127.3

60 6.80 6.81 250.9 76.1 113.5 60 9.00 9.05 365. O 145.0 105.0

_-

- _ _ _ ~ " "

""

Algunas observaciones muestran que la selectividad en la remoci6n de H2S sobre

CO, usando solución de amonio se puede realizar a tiempos de contacto pequeflos

"del orden de 5 segundos (basado en el gas)- entre el gas y el líquido usado.

La diferencia en la velocidad de absorcidn de los dos gases, es la que propicia la

diferencia en la velocidad de difusibn en soluciones de sulfuro de amonio y

carbonato de amonio.

La explicación se basa en que el H2S se ioniza inmediatamente a HS- y H',

reaccionando rápidamente con los iones hidr6xído en la soluci6n; mientras que el

C07 debe primeramente reaccionar con el agua, formando ácido carbónico antes

de que pueda reaccionar idnicamente con el amonio.

17

Selectividad.

Las diluciones sobre soluciones diluidas de NH3 (0.5 a 2%) a Iatm y temperatura

ambiente, el H2S se disuelve dos veces m8s rapid0 que el C02.

La absorcidn por gotas de liquido que caen bajo las mismas condiciones de

presidn y temperatura, donde el H,S es dlsuelto 85 veces más rápido que el COZ.

Datos experimentales de gas de hulla con un 0.5% H2S y 2% COZ muestran que el

H2S se disuelve 17 veces mas rhpido que el C02,utilizando una torre con

distribuidores en spray, as¡ como un exceso de solución diluida de amoniaco a

21 "C.

La eflclencia de la absorcidn de C 0 2 se puede incrementar creando

turbulencia en la película liquida y mejorando el tiempo de contacto. Tal proceso

puede realizarse en una columna empacada alta, operando a una alta velocidad de

flujo de Ilquido.

Si se desea maximkar la selectividad de H2S y NH3 se sugiere el uso de columnas

con distribuidores en combinacidn con pequeflos tiempos de contacto.

18

Este proceso se orienta selectivamente a compuestos de azufre y a aquellos factibles de oxidarse. Cuando el contenido de azufre es relativamente bajo,

a 20,000 p.p.m. y los requerimientos de purificación son extremadamente altos, este procedimiento encuentra su aplicación.

Químicamente la remoción de compuestos azufrados de corrientes gaseosas por oxidacidn es simple y puede simbolizarse, para el caso del H2S , por las siguientes ecuaciones:

OXIDACION A AZUFRE

H2S + 1/2 O2 --- Hz0 + S

H2S + 12 02 --- H20 + SO2 3

2H2S + SO2 --- 2H20 + 2 s

Sin embargo, las velocidades de reacción son muy lentas a temperaturas ordinarias, para ser usado en procesos prActicos de desulfurización. Se obtienen altas velocidades cuando se opera a altas temperaturas, preferentemente en presencia de catalizadores o haciendo uso de intermediarios que portan oxígeno, con el cual reacciona el azufre inmediatamente a temperaturas ordinarias. Los portadores de oxlgeno se usan secos o son incorporados a sistemas líquidos.

Proceso de oxido de hierro

La remocibn se lleva acabo por reacclbn con dxido de hierro hidratado,

resultando la formacidn de sulfato fkrrico, que expuesto al oxígeno ambiental, se

oxida nuevamente a bxido de hierro y se obtiene as1 la formacibn de azufre

elemental. El 6xido de hierro obtenido es posteriormente reutilizado en la reaccidn

con mas H2S.

Este ciclo puede repetirse mientras el azufre va ctibriendo la mayor

superficie del dxido y llena los inter-espacios que existen entre las partículas det

6xid0, causando una pkrdida de la actividad del material purificante y una excesiva

caída de presidn en el lecho.

Posteriormente se determind que resulta mucho más econbmico si se realiza

la revivificacidn del dxido de hierro, in situ, por la adición de pequeAas cantidades

de aire u oxígeno a la entrada de la planta de purificacidn. Otro método para la

revivificacidn, igualmente in situ, consiste en la circulacibn de gas conteniendo

oxlgeno, y posteriormente la clrculacidn de oxfgeno sin gas. La prlncipal ventaja de

este proceso es: bajar los costos de la carga y descarga de los purificadores, con

la obtencirjn de grandes cantidades de azufre contenidos en el bxido, antes de la

remoción final del material.

Los procesos de purificacidn de óxido de hierro encuentran una alta aplicacidn cuando se requiere una remociirn completa del H2S.

2Fe2O3 + 6H2S ---- 2Fe2S3 f 6H20 2Fe2S3 + 302 ---- 2Fe2O3 + 6s

Las variables que afectan principalmente al mecanismo de la reaccidn son: temperatura, contenido de humedad, PH del material purificante.

Hay diversas formas de 6xido f6rrico conocidas, pero solamente dos son

usadas en la purificacidn:

aFe203.H~ Y .gFe203.H20

Estas dos formas reaccionan inmediatamente con el H2S, obteni6ndose el azufre

fkrrico, que es fhcilmente oxidable a óxido de fierro.

El ciclo procede satisfactoriamente a temperaturas moderadas IOWF, y en un

medio alcalino, este se obtiene al afladir sustancias alcalinas como hidrdxido de

sodio, carbonato de sodio o amoniaco.

A una temperatura superior a los 120oF y en un ambiente neutro o Bcido, el

azufre f6rrico pierde su agua de cristalizacidn, cambiando a mezclas de FeS2 y

Fe8Sg. Cuando el pH es de 8 o mayor, la descomposici6n no toma lugar por abajo

de 19OOF. Estos sulfatos no se reconvierten inmediatamente a dxidos de hierro

hidratado, pero se oxidan lentamente a sulfatos ferrosos y a polisulfatos, que ya no

son reutilizables en la remoci6n de H2S.

Los materiales purificantes utilizados en la remocidn de H2S se clasifican en:

a) Oxidos no mezclados y b) cjxidos mezclados.

O X ~ ~ Q S no mezclados.

Son preparados químicamente del mineral hierro o hierro methlico y contiene

aproximadamente un 75Oh de 6xido de hierro y un 1 O O h de agua, Otras fuentes son

los residuos de la purificacih de la bauxita que contiene aproximadamente de 25 a

50 O h de 6xido de hierro y I O a 50 O ! de agua. Estos materiales se venden bajo el

nombre de "Lux."

En Europa, el material m8s frecuentemente utilizado es el mineral natural de

pantano, especialmente aquellos que se encuentran en Dinamarca y Holanda. Estos

minerales contienen una alta actividad del óxido de hierro hidratado, mezclado con

materiales fibrosos conteniendo aproximadamente un 45Oh de humedad.

El proceso más reciente en de los dxidos no mezclados es la granulacibn del

CJxido. El tamaflo de partícula es aproximadamente 114 a 1/3 de pulgada de

dléimetro, con una porosidad de 60%.

Oxldos mezclados.

Se preparan soportando los dxidos finamente divididos en un medio tal como viruta y gránulos de madera su propiedad caracterfstica es la aportacibn de una gran Brea superficial.

Los 6xidos de hierro utilizados se obtienen por la oxidacibn del hierro pesado en la presencia de agua y cal. La ventaja de los bxidos mezclados es que: el contenido de 6xido de hierro, la humedad y el pH de los materiales puede ser controlado con mayor facilidad que los dxidos no mezclados. Ademas, los 6xidos mezclados tienen menos tendencia a cocerse, liberando el paso del gas donde finalmente se logra una alta descarga de azufre. Se recomienda bajas densidades de flujo (en el orden de 20 a 25 libras sobre pie cúbico, seco) y el contenido de humedad lo más alto posible, 30 a 50% en peso, consistente con un flujo libre de gas. El rango 6ptimo de pH esta entre 8 y 8.5.

CARACTERISTICAS DEL MATERIAL PURIFICADOR

NO MEZCLADOS fl4EZCLADOS mineral de lodo .bxido soportado

e 11

madera cepillada

Humedad % 45-55 3 8-4 2

Perdida de ignicidn% 25-35 36-4 1 (base seca)

Fe203 (base seca)% 45-55 46-48 -

Iblpie cubico 1 9-2 1 - "" __-

Los estudios muestran que, bajo condiciones apropiadas de temperatura, contenido de humedad y pH, el azufre formado en las partkulas de cixido es continuamente desplazado por el 6xido de hierro que emigra der centro de las partículas a la superficie. La migración puede verse frustrada por la deshidratacidn, provocando el subsecuente endurecimiento de el cixido, asl como la excesiva deposicicin de azufre.

Un control riguroso de la humedad y de la distribución del flujo del gas a traves de la masa purlficadora, es de suma importancia en el cjptimo funcionamiento del proceso.

Los dos criterios mbs importantes en la selección del material puriflcador es su capacidad y actividad. Tebricamente 1 lb de óxido de hierro puede absorber 0.64 lb de H2S; no obstante, en operaciones con ausencia de oxígeno estos valores no son accesibles, pues su capacidad es de 0.56 lb azufre /lb 6xido de hierro. La actividad de los materiales purificantes es una medida de la velocidad en que el H2S es absorbido por el óxido.

2 4

Existen diversos procesos utilizando el m&todo de la oxidacidn seca en la remocidn del H2S.

I .- Purificadores de caja convencional. 2.- Purificadores de caja profunda. 3.- Torres y cajas de torte purificadoras. 4.- Proceso continuo. 5.- Proceso de alta presibn.

DESCRIPCION DE LOS PROCESOS

1. Purificadores de caja convencional.

Son cajas (molde) construidas de hierro, acero o concreto, conteniendo

platos removibles en la parte superior.

La planta consta de una o miis series de 4 a 6 cajas, donde el arreglo de

bombeo puede suministrar el gas a las primeras cajas de la serie, permitiendo

camblar el orden de las cajas. La admisibn del gas puede realizarse por la parte

superior, inferior o por el centro de la caja.

Cada caja contiene una o varias laminas soportando el dxido en madera o

rejas de acero. Es común colocar un espacio entre las laminas de 2 pies.

La diferencia con los purificadores de caja profunda es solamente su capacidad.

2. Torres purlflcadoras.

En esta forma existe una mejor utilizacibn del espacio, reducikndose los costos de trabajo. La torre consiste de una coraza de acero al carbdn y contiene 14 canastillas removibles superpuestas, donde cada una soporta dos laminas de óxido, que a su vez esthn soportados con rejillas de madera.

Estas canastas esthn construidas de manera y el gas entra por un tubo central que se forma cuando estas son colocadas en la torre; cada seccibn del tubo es perforada de forma que el gas penetre en el espacio formado por las dos laminas que contiene al bxido de cada canasta. La instalaci6n consiste de 4 a 6 torres operando, y dos torres adicionales de dimensidn similar; una para el almacenamiento del 6xido gastado y la otra para almacenar el 6xido fresco.

Una variante es el disefiar una torre que tenga la misma altura que diAmetro y el material purificante es distribuido en 14 a 18 bandejas de 18 pulgadas de

profundidad cada una.

Torres de caja

Consiste de una vaslja rectangular, construtdas de paredes comunes y contenlendo canastas sencillas con M d O . En este arreglo el gas fluye en paralelo, atraves de todas las canastas, la ventaja del uso de torres es su menor espacio ocupado, comparado con el usado por las cajas convencionales.

Proceso continuo

La Instalacibn de una planta piloto4 conslste de 2 torres, de 2 pies de diametro contenlendo una seccl6n empacada de 8 a 6 pies de altura, el material purlflcante conslste de pelletes hechos de caparrosa. Estos son allmentados en la parte superior de la torre y despues de una gasto parcial del pellet, este es removido del fondo de la torre, puede removerse el pellet sln detener el slstema utlltzando el slgulente esquema.

Otro proceso continuo es el llamado "Gastechnik" 516, que consta de una

serie de torres ciflndricas donde cada una es llenada con un lecho continuo de un

"pellet" de bxido.

Los pelletes usados son esferas ásperas de 1/2 a 3/4 de pulgada de diámetro, con

una densidad de 38 Ib/ft3 y una humedad del lo%, consistente en una mezcla

especial de 6xldo de hierro activado, aserrín, cemento y cat.

El "pellet" cae por gravedad es cargado y desalojado del tanque, sin interrumpir el

flujo del gas. Una instalación típica consiste de 3 torres conectadas en serie con

unas dimensiones de 9 pies 6 pulgadas de dihmetro y 40 pies de altura.

Una planta con tres torres trata 2 millones de pies cúbicos de gas,

conteniendo 7,610 a 12,683 p.p.m. de H2S, opera a presibn atmosfkrica donde el

pellet es removido Intermitentemente; mientras que el flujo del gas puede realizarse

a contra corriente 6 a corriente del flujo del pellet.

El flujo a contracorriente es usado cuando se contienen pequeRas cantidades de

H2S (1,014.67 a 4,227.8 p.p.m.), que de ser revivificado el 6xido de hierro in-situ y

su completa oxidacibn al aire libre, después de la descarga de la torre, puede

oxidarse in-situ si se inyecta aire en un punto por arriba del lecho, eliminando

regeneración al aire libre.

2 8

El pellete removido de la ptlmera tone, es lavado con percloroetlletlo para remover

el azulte y reciclar el pellet a la segunda torre, para un manejo 6ptimo el gas de

entrada debe tener una temperatura de 40 8 80W y el gas no debe contener mas

que 6.76 p.p.m. de alqukrhn y polvo.

Su ventaja prlncipal es la reduccihn de trabajo manual por la relattva facilidad de la

carga y descarga del 61ddo en pelletes, su principal desventaja es que sbio se

puede llevar a cabo una descarga del 30% en peso.

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3 l I

5. Purificacldn a alta presibn.

En E.U.A.. opera una planta con 15*1 OE6 R de gas natural conteniendo 170

p.p,m. de H2S, tratados a 325 psi, en dos series de 4 recipientes cillndricos que

contienen un lecho de bxido de hierro con una profundidad de 10 pies. Es

pertinente observar que no se agrega aire a los recipientes, despubs de I O a 12

cargas el material es descargado y se realiza su regeneracidn al alre libre.

3

Debido a la relativa susceptibilidad de caída de presibn en los lechos, se

obtienen altas velocidades y pequefios volúmenes de cixido.

Estas instalaciones son capases de remover concentraciones de 17,000

p.p.m. que es competitivo con los métodos llquidos de purificaci6n. Se hacen

cargas de 10 tonMia. Es posible revivificarse el dxido haciendo circular aire con

bastante oxigeno al lecho exhausto.

30

El objetivo primordial de este metodo es: reducir los grandes espacios

requeridos por la oxidación seca; recudir los altos costos de operacibn, con un

aumento en la producción de azufre elemental.

Una meta importante es el desarrollo de un proceso que permita la

utilización del azufre contenido en el gas de carbbn y la absorción del NH3 que este

contiene, con la subsecuente produccibn de sulfato de amonio. Tal proceso tiene

como ideal la eliminación simultánea de

HzS04 para la remocibn del NH3.

La oxidación del H2S a azufre

H2S y NH3, que a su vez elimina el uso de

elemental se lleva a cabo por medio de

oxidantes o catalizadores ya sean disueltos o suspendidos en un medio líquido. El

proceso liquido se basa en los mismos mecanismos químicos que la oxidacibn

seca.

Los siguientes compuestos se usan como oxidantes y catalizadores. En

solución o suspensiones acuosas:

l. Politionatos. 2. Oxido de hierro. 3. Tioarsenatos, complejos de fierro-cianuro y catalizadores orghnicos. 4. Permanganatos de potasio y sodio o dicromato de potasio.

Los primeros tres utilizan un sistema regenerativo en las soluciones de permanganato y dicromato; sin embargo no se usa la regeneracibn.

31

l. Soluciones de politlonatos.

S u objetivo es la absorcibn de H2S y NH3 simultiineamente a partir del gas

y, subsecuentemente, convertirlo a sulfato de amonio y azufre elemental .

El proceso propone la absorcibn de H2S y NH3 en soluciones acuosas de tri

y tetrationatos de amonio, que son convertidos a tiosulfatos de amonio y azufre. La

solucidn se regenera al aAadir dibxido de azufre, reaccionando con tiosulfato de

amonio formando nuevamente tri y tetrationatos.

Cuando la solucibn contiene 30 a 45% de tiosulfatos, se somete a un tratamiento

final con didxido de azufre y se calienta; el politionato se convierte a sulfato de

amonio, didxido de azufre y azufre elemental. El tiosulfato remanente no convertido

en la solucidn, reacciona con politionatos y es descompuesto en sulfato de amonio

y azufre elemental.

Este sistema presenta un gran reto y dificultad debido por una parte a la

gran cantidad de reacciones presentes, así como el echo de mantener el control de

la temperatura; y por otra, a la complicada relacibn de solubilidades de las diversas

sales presentes en el sistema.

En el proceso "Gluud" el gas libre se lava con cianuro de hidrogeno mAs una

solucidn que contiene una mezcla de tiosulfatos y sulfato de fierro. La solucidn

gastada inicialmente se satura con didxido de azufre y despues es aireada en una

torre, donde el hidrosulfúro y los sulfitos son convertidos a tiosulfatos, y de ahi se

usan para absorber m6s H2S.

2. Suspensión de oxido de hierro.

La química de todo el proceso est& basada en la reacción de H2S con

compuestos alcalinos; tanto el carbonato de sodio como el amoniaco, van seguidos

de la reaccidn del hidrosulfato con 6xido de hierro. La regeneracidn se lleva a

efecto con la conversibn de sulfuro de fierro a azufre elemental y a óxido de fierro

por aireacidn .

H 2 S + Nazco3 --- NaHS + NaHC03 Fe203'3H20 + 3NaHS + 3NaHC03 --- Fe2S3-3H20 + 3Na2C03 + 3H20

2Fe2S3.3H20 + 3 0 2 --- 2Fe203'3H20 + 6s

Usualmente se forma inevitablemente una cierta cantidad de tiosulfato.

Aunque en algunos casos se desea operar el proceso de tal manera que el H2S

sea cuantitativamente convertido a tiosulfatos; según la siguiente ecuaci6n:

2NaHS + 2 0 2 --- Na2S203 + H2 Na2S +I %O2 + S ---Na2S203

La formacidn de productos no deseados puede ocurrir por la absorci6n de

cianuro de hidrdgeno en el material alcalino. El cianuro de hidrdgeno se convierte

inicialmente a cianuro de sodio y posteriormente se oxida por el azufre elemental a

tiocianato.

HCN + hla2C03 --- NaCN -+ NaHC03 NaCN + S --- NaSCN

Se obsewa un cambio de color notable cuando el gas contiene grandes

cantidades relativas de cianuro de hidrdgeno. Su principal desventaja radica en que

no se pueden alcanzar remociones altas de H2S.

3. Catatizadores orgánicos.

Consiste en la absorcidn de H2S en soluciCln acuosa de amoniaco, con un

0.3Oh de catalizador de oxidacidn orghnica, usualmente hidroquinona, seguido de la

oxidacibn de hidrosulfato de amonio a azufre elemental por el contacto con aire.

El gas crudo que contiene H2S, cianuro de hidrogeno y amoniaco, se pasa

por un enfriador donde la temperatura y el contenido de amoniaco son regulados

por contacto directo con H20. De ahl los gases fluyen a contracorriente, en donde

son lavados con solucidn de hidroquinona. Practicamente todo el H2S y HCN y una

porcibn de amoniaco son removidos.

La solucidn gastada es regenerada en el oxidador por contacto con aire

comprimido regresando a la torre de contacto.

El azufre elemental se separa como espuma, filtrandose posteriormente a lo

alto del oxidador, donde justamente se registran algunas perdidas de catalizador,

que debe de reponerse periddicamente.

4. Soluclones de permanganato y dicromato

Soluciones acuosas de permanganato de potasio y dicromato de sodio o

potasio son usadas para la remocidn completa de trasas de H2S del gas industrial.

Los procesos que utilizan dichas soluciones son no-regenerativas debido al alto

costo de los reactivos; solamente son econbmicos cuando las cantidades de H2S

resultan pequeflas.

Las soluciones de permanganato son usadas para la purificacibn de C 0 2 en la

producci6n de hielo seco.

1 Feagatl, R. A., H. L. Lawier, and M. H. Rallmes; Petrol. RefMer, 33(6):167 (June, 1954).

2 Miller, F. E., and A. L. Kohl: Oil Gas J., 51(51); 175-1 83 (April 27, 1953)

3 Para la recuperaci6n de glicol se presenta la informacidn en A.L. Kohl pag. 25.No se emplea agua ya que el uso de glicol es para deshidratar.

4 Hollings, H.:"Progress in Gas Purification," Inst. Gas Engrs., Commun 407 (1952).

5 Moore, D.B.: Gas World, 143:153-155(1956).

6 Robert Dempster & Sons Ltd, Elland, Yorkshire, England; private cornunication, April 22,1958.

35

A continuación se presenta una matriz de decisibn. Para confrontar y seleccionar la alternativa tecnolbgica que mejor se ajuste a los requerimientos de purifícacidn del biogas.

C.P. Calificación ponderada

La calificación esta en base a los siguientes parhmetros: 3 Muy recornendable 2 Aceptable 1 No recomendable

A

B

C

D

E

F

H

I

.I

K

L

M

N

Ñ*

O

P

Q

R S

Corrosich.

Requerimientos de equipo auxiliar.

Requerimientos de espacio.

Requerimiento de mantenimiento.

Riesgos del proceso.

Grado de complejidad del proceso.

Flexibilidad del proceso.

Estabilidad del proceso.

Requerimientos de servicios.

Rendimiento de remocibn.

Pérdida del material purificante.

Complejidad para recuperar el materia purificante.

Posibilidad de aprovechamientos de los subproductos.

Obtencidn de H2S.

Recuperacibn de producto valioso.

Grado de pureza del producto.

Perdidas del producto (CH4).

Costos estimados en la operacibn. lnversiirn estimada.

"La obtención de H2S purificado solamente conduce al problema de corrosión a otro paso de purificacidn, hecho que implica mayores costos en el proceso.

Alternatlvas I Remocidn con uso de etanolaminas

I I Remocidn con soluciones de amonio Ill Remoción oxidaciljn en líquidos IV Remocibn con oxidación seca

Las características más importantes que contribuyen a la selección de la oxidación seca son: su bajo riesgo y peligro, ya que el usar etanolaminas implica aumentar al manejo del biogas, el peligro inherente que trae consigo el uso de las etanolaminas (en lo que se refiere a toxicidad). En cuanto a la corrosibn, se ve incrementada al utilizar estas soluciones. Por otra parte, se incrementa el uso de equipo, ya que para llevar a cabo la recuperación de la amina arrastrada por la corriente de producto, es necesario emplear uti condensador o implementar una recirculaci&n, sobre todo debido a la posible contaminacidtl del producto con vapores de la amina utilizada, El uso de la soluciones de amoniaco tienen el inconveniente de su menor eficiencia en comparación con la que se obtiene al emplear la oxidación seca.

Aunque las etanolaminas sean muy eficientes y no así las soluciones de amonio, estas dos alternativas 110 eliminan el problema sino lo postergan a otro nivel, ya que el sulfuro de hidrógeno es eliminado del biogas: sin embargo, una vez que el sulfuro de hidrógeno ha sido recuperado, debe buscarsele una aplicacibn ya que como subproducto* o bien aplicarle nuevas medidas tecnológicas.

Ello implicaría impiementar y desarrollar las instalaciones necesarias. Sin embargo, las ventajas que presenta el convertir a azufre elemental el sulfuro de hidrogeno, se debe a su estabilidad que permite su fácil almacenamiento y facilita llevarse sin peligro, ni requiere transportes especiales para su distribución en el mercado.

Los métodos que favorecen la producción de azufre elemental son la oxidacion seca y en liquidos. Esta ultima presenta el inconveniente de que para su empleo se debe hacer uso de varios equipos en comparación con la oxidación seca, asl como una mayor complejidad en el proceso, tanto en la recuperación como en la regeneración del material purificante. *Aplicaciones para el sulfuro de hidrógeno. Producción: Sulfato de sodio, hidrosulfatos de sodio y otros sutfatos. Tambien encuentra gran aplicación en la produccidn de sulfatos orghnicos como: tiofenoles, tioles. Se observa otro uso en las plantas productoras de acid0 sulfúrico a base de pirita en la remocid11 de ars6nico.

1.2. DESHIDMTACI6N DE LA CORK.IENTE G4SEOSA

Una gran cantidad de materiales sólidos pueden tomar el vapor de agua de una corriente gaseosa; otros por reacciones qulmicas, formacibn de compuestos hidratados y por adsorcidn.

Los adsorbentes m& comúnmente usados para la deshidratación son:

1 . Silica gel. 2. Camas a base de silica (Mobilbeadj. 3. Alúmina activada. 4. Esferas de alúmina gel (alúmina activada Alcoa H-251). 5. Bauxita activada. 6. Tamices moleculares.

Por lo general los mktodos de deshidrataci6n estan compuestos por dos contenedores con material granular desecante: uno en uso, mientras el otro se regenera. La regeneracidn se realiza con la adición de calor.

Para la deshidrataci6n de grandes volúmenes y altas presiones se utilizan sistemas llquidos de deshidratacibn empleando como agentes el dietilenglicol o trietilenglicol.

Comparaci6n de los sistemas líquidos contra los desecantes s6lidos.

Ventajas: 1. Provee puntos bajos de condensacibn. 2. Insensibilidad a los cambios de temperatura, flujo y presiones. 3. Facilidad de operacih y diseflo de las unidades. 4. Reduccicin en la corrosión y espumaciirn. 5. Adaptaci6n al tratamiento de pequeAas cantidades de gas.

Desvmtajas: l . Costos iniciales elevados. 2. Altas caldas de presiiln. 3. Susceptibilidad de envenenamiento. 4. Mayor demanda en los requerimientos de calor.

Shca gel Comercialmente disponible como polvo o material granular de varios

tamafios, de apariencia cristalina, tipo cuarzo aglomerado. Su fhrnula es SO2. n H20. Es altamente porosa, con poros estimados en 4 x 10-7 cm. de diámetro*

Sílica (SO2) . . . . . . . . . . . . . 99.71 O h

Hierro como Fe203 . . . . . . . . . . . . 0.03 Aluminio como AI2O3 . . . . . . . . . . . . 0.10 Titanio como T i02 . . . . . . . . . . . . 0.09 Sodio como Na20 . . . . . . . . . . . . 0.02 Calcio como CaO . . . . . . . . . . . . 0.01 Circonio como Zr02 . . . . . . . . . . . . 0.01 Elementos traza . . . . . . . . . . . . 0.03

- .... - ............... ...

* La silica se produce reaccionando silicato de sodio con H2SO4, coagulando la mezcla en un hidrogel y lavando para remover el sulfato de sodio; y secando el hidrogel para producir el adsorbente comercial.

40

La presih parcial en el equilibrio del vapol. de agua sobre la silica gel conteniendo varias concentraciones de agua adsorbida, estas se muestran en la figura.

"" Cuma a bass; de silica (Mubikead)

Material de sllice en forma de cama, químicamente inerte, sdida, con un alto Indice de porosidad interna. Su capacidad de adsorcih es esencialmente la misma. que la silica gel convencional. Debido a su forma esferoidal y fuerza mechica, es rnris resistente al desgasta que la silica.

El análisis y características de la alúmina activada comercial, grado F-I **- es el siguiente:

Alúmina (AI2O3) . . . . . . . . . . 92.00 %

Soda (Na2O) . . . . . . . . . . ~ 0 . 8 0 Silica (Si@) . . . . . . . . . . co.10 Oxido de Hierro (Fe2O3) . . . . . . c 0.10

Pérdidas por ignición . . . . . . . . 7.00

Titanio (TiO2) . . . . . . . . . . < 0.02

Esferas de Alúmina-gel (Alúmina activada Alcoa H- 15 1 j

Estas esferas se consiguen comercialmente con un diámetro de 114 y 118 pulg., CUYO anfilisis es:

. . . . . . . . . . A1203 86 Yo

Fe2O3 0.1 5 Na20 . . . . . . . . . . I .o

Si02 . . . . . . . . . . 6.3 Pérdidas por ignición . . . . . 6.2

. . . . . . . . . .

Es un mineral natural cuyo principal componente es la alúmina trihidratada. Una bauxita activada tiene la siguiente composici6n:

. . . . . . . . . . A1203 70-75 9ó Fe203 3-4 . . . . . . . . . .

si02 . . . . . . . . . . 11-12 Ti02 . . . . . . . . . . 3-4 Agua voldtil . . . . . . . . . . 4-6

....... .... "" ......

" Derlsidad de bulto 50 ib/A3 y la relacidn de peso-volumen por alOmina activada comercial, grado F-1 se presenta en Athur L. Kohl, p-391, Tabla 12-2, opcit.

La mayor ventaja de la bauxita activada es su bajo costo, en comparacih con los desecantes sintbticos, ademAs de su alta resistencia al rompimiento en presencia del agua liquida. Su desventaja es la baja capacidad de adsorcibn comparada con los otros desecantes.

Los tamices moleculares difieren de los adsorbentes convencionales en su habilidad para adsorber pequeAas molbculas, excluyendo a las grandes, de tal forma que la separaci6n se basa en la diferencia del tamaAo molecular. Posee alta capacidad de adsorci6n para bajas concentraciones del material. Su desventaja es el alto costo.

Ventajas: 1. Buena capacidad para gases con baja humedad relativa 2. Se pueden usar gases a altas temperaturas. 3. Se usa para adsorber agua selectivamente. 4. Remueve otras impurezas selectivas junto con el agua. 5. Se emplea en un secado adiabatico. 6. Provee muy bajos puntos de condensación. 7. No se daAa por el agua liquida.

Nota: En el apéndice se presenta una tabla de propiedades ffsicas de cada uno de los descantes s6lidos.

SELECCI~N DE LAS ALTERNATIVAS

A continuacih se presenta una matriz de decisi6n para discutir y elegir la alternativa tecnolbgica que mejor se ajuste a los requerimientos de purificaci6n.

44

A B C D E F G H I J M L

I il H I w V VI VI1

CRITERIOS UTILIZADOS PARA CONFRONTAR LAS DIFERENTES ALTERNATIVAS TECNOL~GICAS

Corrosibn. Requerimientos de equipo auxiliar. Requerimientos de área. Requerimientos de mantenimiento. Riesgos del proceso. Grado de complejidad del proceso. Condiciones de operacibn. Fexibilidad del proceso. Eficiencia de la remocih. Complejidad de la regeneracibn del material purificante. Costos estimados en la operación. Inversión inicial.

ALTERNATIVAS

Absorción en líquidos. Silica gel. Camas a base de silica gel. Alúmina activada Esferas de alúmina gel. Bauxita activada. Tamices moleculares.

4 5

CONCLUSI6N

Los criterios m& importantes que contribuyeron a la seleccih, de la sllica gel como adsorbente fueron:

Su bajo costo comparado con los demhs adsorbentes sdidos, a excepcidn de la bauxita activada, sin embargo la sllica gel es mucho rnfrs absorbente que esta. El proceso no es complejo, con bajos requerimientos de Brea, equipo auxiliar y mantenimiento a con1paracih del mbtodo líquido. E! usar tamices rnolecuiares proporciona una gran flexibilidad, ya que puede remover altas y bajas concentraciones de humedad, pero su costo y rnariterrirniento lo hacen ser menos apropiado. A confinuacirkr se presenta una tabla, en la que los diferentes desecadores sdidos se pueden comparar. En esta se grafican, la capacidad de adsorci6rr contra el porcentaje de humedad relativa.

Los metodos para remover el CO2 son: a) Metanacibn. b) Absorción con metano1 (Proceso de Rectisolj. c) Absorcibn en agua. d) Soluciones de etanolaminas. e) Soluciones de amonio y carbonato de potasio caliente (no se discuten).

Es la conversión de dxidos de carbono en metano. La conversión se lleva a cabo por una reaccibn catalitica con niquel:

La composición del catalizador es de 76-78% de bxido de níquel y 20-22% de dxido de aluminio.

En la tabla siguiente se muestran los calores de reacción y constantes de equilibrio para la metanacibn de bibxido de carbono.

Temperatura ["e] Calor de Reeccibn K= u)@@' AH Cai/g mol

.l2? 2.709 x 1012

- 227 -41.763 8.712 X 1 0 7 327 " -42.768 7.310 x I O 4

427 -43.652 527 ""

627 -44.412

727 -45.592 _____ t O O365 -45.058 0.2888

."

-40.643 -

" 1 " " ~ __ .__ ." - ~ ""

"

__ -~ - ." " .. .. ".

___ . ."

Absorcih con metanol (Proceso Rectisol)

Se lleva a cabo con una absorcih física con metanol a bajas temperaturas y el C02 puede ser fhcilmente liberado del solvente al reducir la presibn.

La solubilidad del bi6xido de carbono en funci6n de la temperatura se muestra en la figura

c;:. '; c L' 1

Sus ventajas son: I) Bajo consumo de energla comparado con la absorcih en agua o soluciones de etanolaminas 2) Remocih eficiente

Scherna4"ic ?ow d;ORf'iTIl o¡ bas;c H9CtiSd pmc+&l.

en

Desventajas: Altas perdidas de solvente

ABSORCldN EN AGUA

El proceso se realiza a altas presiones, cuya ventaja principal es su bajo costo además de: un diseno simple y bajos requerimientos de calor sin perdidas del disolvente. Este mktodo se emplea en problemas de corrosión.

Entre sus desventajas se encuentran: baja eficiencia en la remoción del C02 y alto requerimiento en el suministro de agua.

SOLUCIONES DE ETANOLAMINAS

Las soluciones empleadas para remover C02 son la monoetanolamina, dietiletanolamina y trietanolamina. No remueve altas concentraciones de C02 y por lo tanto, es empleado como un proceso final de purificacih después de la remoci6n con carbonato de potasio caliente y lavados con agua.

Su aplicaci6n es limitada ya que reacciona de manera no-regenerativa con ciertas impurezas (CS2 y SO) y no son fácilmente regeneradas.

Un factor adverso en el tratamiento con etanolaminas es el excesivo requerimiento de calor para romper el compuesto formado durante la absorci6n.

A B C D E F G H I J K L

CRITERIOS UTILIZADOS PARA CONFRONTAR A LAS DIFERENTES ALTERNATIVAS TECNOLóGICAS

Corrosión. Requerimientos de equipo auxiliar. Requerimientos de área. Requerimientos de mantenimiento. Riesgos del proceso. Grado de complejidad del proceso. Condiciones de operación. Flexibilizad del proceso. Eficiencia de la remoción. Complejidad de la regeneración del material purificante Costos estimados en la operacih. Inversi6n inicial.

ALTERNATIVAS

I Metanacidn. 11 Absorcih de metano1 (Proceso Rectisol). 111 Absorcih con agua. IV Soluciones de etanolaminas.

50

SELECCI6N DE LAS ALTERNATIC'AS

A continuaci6n, se presenta una matriz de decisi6n para discutir y elegir la alternativa tecnológica que mejor se ajuste a los requerimientos de purificacibn.

1.3.2. Matriz de selecciiin sobre las alternativas. I

Criterio Pondera C.P. IV

c.p.k;"-Ea. II c. P. I

A 8

6 1 6 '1 12 2 18 3 6 . - C

7 I 7 21 3 21 3 " ' 7 ~

B 16 I 16 2 16 2

D 7 I 7 2

9 F 8 I 24 3 16 2 16 2 8 E 7 I 21 3 I 4

-. .. - clbn _. . - .. .. __

"

_" "

. -.-___ - ""

"" "

"

1 27 3 18 2 G 1"8 9 I+- 1 18 2 27 3 9

-_

H 8

8 I 16 2 16 2 16 2 8 "_ J

10 I I O 1 30 3 20 2 10 I 8 I 16 2 16 2 8 I

K 10 3 30 3 30

117 174 - 1- 246 I O 1 20 2 30 3 I O I O 1 20 2

-. -

-

-."I " -. . " "

" -

w : O I 207 ,

"_ "

5 1

CONCLUSIONES

El empleo de metanol para la eliminación de C02, presenta mayores ventajas econhica sobre las soluciones de etanolaminas y el carbonato de potasio caliente, ya que ambas requieren altas cantidades de calor.

La metanacibn no es aplicable a concentraciones mayores a 2% en mol de C02.

El agua, a pesar de ser accesible, requiere de presiones elevadas, baja eficiencia (por su baja solubilidad) y una gran carga de agua.

El empleo de etanolaminas implica una mayor complejidad en el proceso, aunando su alta toxicidad.

El uso de metanol en la remoción trae consigo las siguientes ventajas: un proceso simple, disminución en los requerimientos de energía, así como la generacibn del biogas en el proceso con bajo contenido de humedad.

2.1 BASES Y CRITERIOS RE RISEÑO

11. RASEN P7 CRITERIOS DE DISEÑC)

Las bases y criterios estan determinadas a partir de la cantidad de biogas a tratar, de la composicidn que est$ presente; asi como tambien, de la calidad del combustible que se requiere.

Capacidad de purifrcacidn de biogas 5222 m3/dia

Composicidn del biagas crudo.

PMmez = C ( PM i * y i ) = (0.75 * 16.04303) + (0.20 * 44.00995) + (0.0'1 * 34.07994) + (0.04 * 18.01534) " """_""

2 1 .8957

FACTOR DE COMPRESIBILIDAD DEL BlOGAS CRUDO

La determinación del factor de compresibilidad del biogas se determinara para conocer si puede ser manejado como un gas ideal.

53

Los chlculos se presentan en las Memorias de CBlculo M - l. El valor obtenido para el factor de compresibilidad determina el comportamiento del gas, el cual se rige por la Ley de los Gases Ideales, z = 1.

P V = z n R T corno 2 = I P V = n R T

La capacidad de purificación de la planta sera para tratar 5222 m'ldía.

Flexibilidad del proceso. El proceso es felxible al psesentarse cambios en la composición de sulfur0 de hidrrjgeno, ya sea que esta se incremente o disminuya.

El contenido de humedad sera como mfiximo del 10% de humedad relativa y el contenido en C02 sera alrededor del 1% en mol en el producto.

La captaci6n del biogas crudo como la de producto requieren ser almacenados, para el biogas crudo solo se almacenara la cantidad necesaria que se requiere para mantener un flujo de biogas constante al sistema. Se tomara como parametro de almacenamiento 2 horas de flujo de biogas. Para el tanque de almacenamiento de producto tambien se tomara el mismo parámetro de 2 horas de combustible purificado.

Seguridad: El biogas es un gas tóxico, corrosivo y namable que al ir purificandose, incrementa su flamabilidad; por lo que, es importante el emmplear material que resista la corrosión propiciada por el H2S, implementar un sistema de seguridad para contrarrestar el peligro de explosidn.

Materiales de construccirjn: 1 a seccidn que elimina el contenido de H2S debe ser construida con uti material que soporte principalmente a este elemento, en las seccidnes siguientes se puede utilizar otro material que soporte la corrosión propiciada por CO-), CH4 y humedad.

2.2 DESCRIPCION DEL PROCESO

CALIDAD DEL PRODUCTO

La calidad del producto quedara especificada con la capacidad de

De acuerdo al diseAo, la eflciencla de cada seccidn es de: purificacidn de cada etapa.

100% en la remocidn de H,S 90°h en la eliminacidn de humedad 96% en la eliminacidn de CO,

Obteniendo como resultado un combustible de buena calidad para su uso, cuya composiciljn es de:

98% CH, 1.3% co, 0.7% H,O

3.1 Descripcibn delproceso

El proceso de purificacidn se inicia con la captura del biogas producido en el tratamiento anaerobio de aguas residuales. El gas se conduce a un tanque de almacenamiento para asegurar una alimentacidn constante hacia el proceso de purificacidn.

El proceso consta de tres etapas: eliminacibn tanto del contenido en sutfuro de hidrdgeno como de humedad y bidxido de carbono.

El biogas, antes de entrar a su primera etapa, se acondiciona con amoniaco Y vapor de agua. El amoniaco proporciona a la mezcia gaseosa una alcalinidad adectlada de pH 8 a I O , cuyo suministro e3 regulado por un sistema de control conectado a un potencl6metro. El vapor de agua se emplea para humedecer el gas a saturacidn y as) continuar hacia la prlrnera etapa de purificacidn.

5 5

El acondicionamiento del gas se debe a que el 6xido de hierro hidratado

Si la corriente gaseosa no se encuentra saturada, trae como consecuencia que el bxido de hierro se endurezca, haciendo imposible su regeneracibn a partir del sulfuro de hierro generado, dando mezclas de FeS, y Fe$ 3 .

El mantener una alcalinidad entre pH 8 y 10, Race que la reacción se lleve acabo a una temperatura menor a los 87%, lo que tambien favorece tener una presidn de vapor de agua menor a la que esta operando el proceso' y evitar perdidas del agua de cristalizacirfrn.

presente en la primera etapa, puede perder su agua de cristalizacidn.

S e lleva a cabo en cuatro reactores tubulares de lecho fijo conectados en serie. El empaque estA constituido de óxido de hierro hidratado, soportado en viruta de madera2 .

El gas se alimenta por la parte inferior del primer reactor, donde primordialmente se lleva a cabo la reaccirfrn de desulfurizaci6n. Despuks, es necesario realizar una rotacibn de la alimentacidn hacia los subsecuentes reactores para lograr asl una adecuada distribución del azufre formado y humedad, ademhs de agotar, en forma uniforme, el óxido de hierro hidratado en el segundo, tercer y cuarto reactor.

La rotaci6n de la alimentación es en sentido inverso, de tal forma que se utiliza el reactor cor1 la menor cantidad de bxido de hierro reaccionado, el cual recibir9 a su vez la alimentacidn inicial.

Para evitar que el calor de reacción elimine el agua de cristalizaci6n del óxido de hierro, tanto en la desulfurizacibn como en la de revivificacibnj , se emplea una irrigacibn de agua.

El proceso opera al rededor cle I atm. Proporciona una gran área superficial.

Regeneraeihn del dxido de hierro.

La rotacirln de la alimentación se realiza mediante vAlvuias, cuya secuencia es la siguiente:

1 2 3 4 4 I 2 3 3 4 1 2 2 3 4 1 1 2 3 4

La regeneracibn in situ del dxido del hierro se realiza con airs; sin embargo para que este no forme parte del producto, se sacara de circulacirjn al reactor involucrado, al cual exclusivamente se le introduce un flujo de aire.

El calor de reaccidn ser6 cada vez mayor, provocando pkrdidas deÍ 6xibo de hierro activo por endurecimiento4, que puede evitarse con aire humedecido a saturacibn, adernas del uso de una regadera en ei reactor. Aderr&, se puede controlar la temperatura dosificando el aire, para que no rebasen los 48 "C.

Para la recuperación del azufre, se saca et dxido de hierro separbndolo de la viruta. El azufre formado se disuelve con percloroetileno o disulfuro de carbono;se filtra para separar la solucidn del 6xido y, finalmente, por destilación-5, se obtiene el azufre con la consiguiente recuperación de la solución.

Segunda Etapa. Eliminación de la humedad

En este proceso se utilizan dos tubos empacados con síiica. El primero

La regeneracibn de la silica se realiza en un horno para evaporar el agua estara en operación, mientras que el segundo es sometido a regeneracibn.

adsorbida. -" ~..

.q Causado por pkrdidas en el agua de cristalización ' 6 cristalizaci6n

53

La eliminacibn del COS se lleva a cabo por absorcldn en una torre empacada

La absorci6n se raliza acabo a baja temperatura ahentando metanol frio, posteriormente la solucidn que contiene COZ es bombeada hacia una segunda torre donde se besorbe el COZ. Para tal efecto se aumenta la temperatura de la solucibn. Cuando se ha regresado pasa nuevamente hacia la primer columna, para absorber mids COZ fresco.

con flujo a contra corriente, utilizando metanol COMO material absorbente.

Finalmente, el gas purificado es conflnado mediante un compresor y un tanque de almacenamlento. Cuando el proceso deja de ser transitorio y pasa a un estado estable, el gas que no se consuma debera quemarse en un mechero de seguridad. El mechero estrh conectado tanto al tanque de almacenamiento, a la entrada de la primera y segunda etapa; como a la entrada y salida del tanque de almacenamiento final. Su objetivo es consumir el gas en caso de emergencia en cualquier secci611 del proceso. El mechero permanecer& encendido y provisto de una arresta flama.

/ ""

ACONDICIONAMIEN TO DEL BIOGAS

"'k"" REMOCION DE H20

CON SIL..ICA

I

59

"L Hwnidificador

Q H 2 0 = 1.8987

Qn145.822 g-mollmin Y CH4 ZE 0.7402 Y C 0 2 = 0.1974 Y H2S = 0.0098 Y H20 E 0.0525

/" _A"- --. 2 1 H2S gmoljmin

Ei&"& Q ~ 2 0 = 1.2347

-I_- 3

O = 144.57198

Y CH4 = 0.7466 Y C 0 2 = 0.1991 v Y H Z 0 = 0.0543

Elimmaci6 n de la

humedad

-

1

Q = 138.6522 gmofhin Y CH4 = 0.7851 Y CQ2 = 0.2094 Y H20 = 0.0055

Q = 110.728 g-mol/min , Y Ci.14 0.983 Y co2 = 0.013 Y 1-120 = 0.007

Q=315129g/mm

Ygas = 0.928 1 W 4 2 0 = 0..329

." - " " "" ."

Q=3164.34 elmin Y CH4 = 0.547 k' coz = 0..4001 Y 1-12s = 0.436

H2O = 22.24 g/min El~mtnac~on de

P

0 = 3137.2124 g/min

Y C H 4 = 0.5220 Y COZ = 0.4038 Y H 2 0 = 0.0451

Eliminación

humedad

Q = 3531.47 g/min Y C.H4 = 0.4945 Y CO2 = 0.3618 Y H20 = 0.0039

4+" Q C02 ~1229 .075 g/min

__ _____

Q = 1823.S28 g/min I '@ Y CH4 = 0.9576

Y cm2 = 0.0347 k' H Z 0 =: 0.0077

Q = 143.923 P = latm -r = 34°C

H = - 34.480 ai

F = l a t m Qa145.822 g-mol/min I

"r = 38.91 oc P - l a b

H - 34.71

"A!!.. 2 ""

Q = 144.57198 T = 34.6"C P = l u t m

Q E120 3 1.2347 g-mollmin

" . -3

T = 34.6"C

H = - 5268.085 W F = l a t m

, humidad I El im inació n de la

Q = 138.6522 gmolhnin P m l a t m T = 39°C

?IC_ A%iorclon de Energía c-

Q CO2 = 27.9272 c 0 2 69.699 UW

P r l a t m

Q = 110.728 g-rnollmin P = 1. atm

"

-: O . 96

o .= o . O 4

Qo = 143.923f"- 0 - n r o ! mi rz

Condición: El gas a la salida debe estar humedecido a saturaci6n.

P,O "YPlj*PT = Xri,oPqo

Para que exista saturacibn la presidn de vapor del agua debe ser igual a su presibn parcial

* Presión de vapor del H,O a 34' i'

63

V 5

4.2.2. Balance de energía en el humidificador

S e considera una saturacidn adiabática 0,HA + Q B H , = O,& + POT

Ctilculos de entalpías, usando las siguientes relaciones.

Corriente E) 120°C

Corriente A)

Y q c&q "I_"- -

R - 0.641+~1.017*10-3T--3.43*1@"T2

J'H, .S CF ,va .y

R - --32.13*10-'+24.7"10-'6r-6.09*10-9TZ

'1

" yH'r,ocpH,O = 14S.32*10-3+47.8*104T+S.36*10-4T2 R

L-l 2.0994+7.9*10"T-lCi.S7*10-~ R

Kccai "S070.73"

g - MZOi 145.822---

g - moi H min - K i d

c - -34.77 ---

mi n

C&lculo de la temperatura del gas a la salida

Composicirjn de la corriente C>

-VCz4 == 0.7402

,,yHaO = 0.0525

67

., cc?: i-b

R

V

= 0-633; 1.003*10-37"-3.38*10"7~

YtQs 8 "" -0.031+28.13*10aT-5.97*10"7T2 .- m

A

v "_ "

R - 0.19+62.74*104T+ 7.0,5*104Ya"

60.423°K=-9683597+2~144T+3.905*10-3T2-646.7+10~ T- - 9 3

T= 31L91"K

T = 38.91" C

yew, = 0. 7402

g - nzol O,,, 1234’7 --- m1 p2

P M = 21.8424 P’4=2 l . 69

pgX= 0.8534 gilt

Para calcular el &rea de la seccidn transversal se utilizara la fbrmula presentada en Arthur L.Koh1, (pp252, op cit.) Ya que los reactores tienen la misma caracteristica que ahl se presentan.

G= flujo del gas en pies cljbicos por hora

SI = factor de correccidn para el contenido de sulfuro de hidrdgeno

De la tabla se obtiene el valor en granos de H,S por 1 O0 pie2 de gas que son alimentados.

Para - - de H,S2 el factor de correccidn es: 588.04 570. lgrnnos 1 ~ ~ p I e ~ g a s

D = profundidad de cada lecho en pies

I El valor- del f i t o r de correccibn file tomado de Arthur L. Kohl, pp-252, op cit. Idem.

El cálculo para convertir a granos por 100 pies cí~bicos de gas sth presenta en l a s rtmmrias de c&lculo.

A= área de la sección transversal de todos los lechos de cada reactor

Come cada reactor costa de 4 lechos empacados seccidn transversal de c/lecho

A’ 3.5. 28p2 :.= 3. 2’78m2

Para el cálculo de la calda de presión en una sala cama, se usa, la siguiente expresirln que presenta: Arthur L.Kohl, (p-254,0p.cit).~

Donde d es el tamafio promedio de la partlcula en miles de pulgada. TamaRo promedio de la partícula 1/4 pulgada.

3 Esta ecuacibn &e corroboró, con la que presentaRobert Treybal en sus operaciones de transferencia de masa, p.225. Fbrmula. 5.366, que permite obtener el resultado de1 mismo rango para u.11 d i h e t r o de partícula de lm, cuyo resultado file 4.6 x 10-4atrn. para tales efectos se decidi6 usar la ecuación de Kohl propuesta para este tipo de reactores.Kohl = 2.22 x 1 0 ~ n t n ~ . KOM, op.cit., p.2~4. 4 Ell tm&o de la particula se escogió debido a que tarnaiíos m6.s pequefiios causan caídah. de presibn m& elevadas y, primiordialmente, porque estas pueden soportarse y quedar mejor distribuidas en la viruta de madera, sin que se queden en el fondo del lacho. Otra x-mh es que Ja rpjz que soporta al lecho no esfarA. excesivamente cerrada, contribuyendo mi a una mayor cafda de presibn, Corno punto de referencia se tomaror1 los tamaiios de particda que t b t h u ~ - I,. Kohl presenta en PIIR ejemplos como; Particdas menores a 1/40 p1tlg;td.n.s: causan ácidas de prwi6n escwivas (p-254), 1/2 y 3/4 de p~dgarta son usados en 10s rnétodw continuos (11-248).

P esta dada en pulgadas de agua sobre profundidad del lecho en pies con una velocidad de gas en pies cubicns sobre minuto pie cuadrado de seccl6n transversal. 114 de pulgada a miles be pulgada es 250

Pie de profundidad del lecho =. jj p r ~ = O. Y843

7

Pies cuadrados de seccidn transversal=jt scc L. CransbJ = 35.28

Cantidad de oxido de hierro en la wimer cam3

Profundidad A Area de secci&n transversal ( 8.3On?)*( 3 . 2 X i ~ 2 ~ ) = 0.98m'enzpaqur

Cantidad de oxido de hierro en la cama

Datos obtenidos

Caída de presidn por cama = 7.012x10"ntv?z

Cafda de presidn por reactor = 2.805 X lO-'rrfm

Cantidad de oxido de hierro por cama = 3 15.014kq

Cantidad de oxido de hierro por reactor = 1260.056J;-~

Cantidad de oxido de hierro et1 los 4 reactores = 5040.224kg

Cantidad de H,S susceptible de removerse por 5040.224kg de oxido de hierro:

En ausencia de oxigeno se puedetl remover 0.56Kg de H,S por kilogramo de oxido. 6

Por lo que tebricamente 5040.224 Kg de oxido hierro remueven 2822.525 Kg de HJ.

Esta cantidad se produce en 7 40 dlas.

73

nQ =he( TS- T M A ~

Para un reactor tubular úXA - rA ""

dV F A

El volúmen de cada reactor queda determinado por el volumen de cada lecho y el espacio que hay entre ellos.

Volumen de cada lecho = O. 9&n3

Volumen del espacio entre cada lecho = ( 3.2781n2)( 0.30S.vd % Im'

Volumen de cada reactor

FT = 207,249.12 ---- g - mol dia

p - mol FHjS = 2,072.16------- dia

8% Ni para el reactor

74

n

g - mol F.C., = 207249.12 --.-_I_ 1699.1 15 ---

dia . g - moIK.

[ Ts- T)13.908--&= 1700.9850.46"(AT)-. 5268.085~{ AX) W U'

Km K AX = 0.98 h- = 1.20m

= 17OSO.46.--( AT'j- 5162.72~ W

K

Temperaturas a la entrada y salida de clreactor al cambiar la conversibn

El balance de materia determina una compasici6n como:

V . = 0.7403 J (m'

n 34.6"C y latm

Indica que la maxima cantidad de agua en la fase gaseosa sera la que determine el 100% de humedad relativa; mientras que el agua de condensacicirl se desaloja por el fondo de cada reactor, por lo que la composicidn del gas que se dirige hacia la seccidn de deshumidificacidn es:

El gas proveniente de la seccidn de desulfurización llega saturado.

hr = 100%

ym, = O. 7466

= 0.1991

yHa0 = 0. O543

Yq

pm= 21718

La capacidad de adsorci6n de la silica gel es de 20 Kg de H 2 0 por 100 Kg de silica,

* Deacuerdo a las bases y criterios de diseno.

77

Cantidad de agua que se adsorbe.

Agua que entra Agua que sale

La cantidad de sllice requerida se obtiene al hacer uso de su capacidad de adsorcidn.

Para la operacidn continua en un dla se requereni

La densidad de bulto de la gel de silica es 720.75 Kg/m3

Para una altura de 2 metros el area de la secciSn transversal es:

Area de la seccidn transversal: O. 1292 m2

7-

BALANCE DE MATERIA PARA LA ABSORCII~N

DE COZ CON METANOL

Balance sobre el CO,

Balance global ,

A + E = B + G

B = A + E - C

La corriente E queda determinada por la salutrilidad del GO, en el CH,OH

Motes requeridos de CH,BH

Se producen 29.0344 g-mol CO, /min

El cSlculo de las entalpías se presenta en las memorias de c8lculo.

2- S?,

w, C

2 '.d'

y'" 4j

-1

N

ir; 00

O

Q = 390W

El cfilculo para el número total de unidades de transferencia

se presenta en las memorias de

calculo

NtOG = 3.2216

84

MEMORIAS DE CALCULO

[ i . y i x Zci, \ = 0.2828 i-1

S5

Ya que el gas tiene un comportamiento ideal, se utilizd la ley de los gases ideales para determinar su densidad.

.- . .

P. M . gas alinzer:Vado = 21 84 ¿? g - 17201

P P.M. (latm){21.84 -- g ,

g " mol pw ". "" - " " _. - - 0.8534 atm It g - moiK

almentado IT (0.8205 )( 3.1 191K) !I

P3 131.81" min

0.75867 * 0.75867 1001?~

Por interpotacibn, el factor S de conversibn puede cotejarse en Arthur L.Kohl, p- 252, O P - C ~ ~ .

2; := 588.04

87

Re I- 7.6

Para una aleacibn de acero 18 Cr-8Ni la conductividad termica es:

Pr = 0.4567

g&? LC 'AT (37 -

Para el cAlculo de la densidad se tomaron los datos a, atrn y 28OC $

AT = 7 AT = 7 ; T,, L: 28 , Temperatura en la pared

4 Kwlelkw, pp.75 1

90

Gr. = 4.63*10"

Ra = Pr GI. = [4.69lQ'*)( 0.4567) = 2.1 1*10''

'/ N,,, = 0.10( 2.1 l*l O I O ) ' j = 276.46

91

Cp,?: =: 33.46 + O. 688 X 10" T = 33.70 I_-- mol O c

.r

I

Equilibrio

Usando la ecuacibn de Antoine’

I3 T + C

log Po= A- __-

A = 7.87863

B = 1473.11

C = 230

1473. I 1 230 -- 20

log Piw,oH I= 7.87863 -

log = 0.8638

Ycw,m - - O. 0 0 9 6 ~

94

Haciendo los calculos en base libre de soluto:

La linea de operación es:

Y = r n X + b

Y = 0.265X +0.0101

1 O I O 0.01 O 1 I 99.0099

t - 2 I " 0.0048 0.2751 -. 3.6996 -/ 0.0064 1 0.5401 4 1.8737

I 3 I 0.0073 I 0.8051 I l. 2634 I 4 I 0.0077 I I .O701 I O. 941 3 I

5 0.0081 6

1.3354 0.7536 __- I i 3 0 0 1 0.8282

7 0.0085 1.8651 t 2.1301 I 0.6386

8 1 0.0086 . "1 0.4345 "~ -. - - ___

1 9.3157 I 0.0088 t 2.5583 O. 3922 1

Evaluacidn de la integral por el método del trapecio:

r 1

+0.3322+0.4965 +0.9%04= 2.894

N,,, = 2.8504-9.1124 = 2.738

Apéndlce A - I

PROPIEDADES CRITICAS

Tc 1 Kl PC [bar] Vc[m3/mo1] zc w

CH4 190.6 46.0 99 x 10-6 O. 288 0.008

GO2 304.2 73.8 94 X 10-6 0. 274 0.225

kI2S 373.2 89.4 98.5 x 10-6 0.284 0.1 O0

H20 647.3 220.5 56 X 10-6 0.229 0.344

Vlrase Aplrndice €3 en Byron Bird.

96

Capacldades caloríflcas T en Kelvin

C m, =1.701+9.080*10~3T-21.64*10-7T2 P- R

C = 3.205-tS.083*10"T-~-17 .1~10~~ '~T2

C H,S = 3.213+2.870*10-3T-6.09*10"TL p ."

R

C H,O = 3.633+1.195*10~"T-1.34*10"T2 P- R

Perry

MfmCH4 = -17889----"-- cal

g - mol

Propiedad nsica

Gravedad especlfica Denstdad de bulto. lb?pte3 4-8 mesh _I_

Porosidad %

Conducttwdad Tdrrwca Btu\pi~hr 'Fpuly

Calor aspecíf im ___ Btu\lb "F Contenldo do

"

1

o 22

4 S-7

Mobilbead Alumtna activada

3.25-3.35

9-54

-~- 51 "

1 O(1ooT) 1 45(2cOT)

O 24 ""..""I

T O

Esferas de Bauxita Tamices

alúmina gel actiwada rrloleculares

3.1-3.3 I

1 % I 1 1 oa@Eu-F) I ! I I

38

DlSTRlBUClON DE EQUIPO o TDT-40

C-COMPRESOR A-TANQUE DE ALMACENAMIENTO R-FIEACTOR S-SECADOR TA-TORRE DE ABSORCION TO-TORRE DE DESORCION BBOMEA

I I

b

.' .f

i;\h = 2.80 m L = 1.81 m Reactor de base cuadrada T = 35 "C

Caida de presion por reactor 2.805 x 104 atm

DATOS DE OPERACIOM

h = 3.08 m T = 40 "C

Tamatío de particula = 1/4 pulg Cantidad de 6xido por cama

315.014 kg

Volumen de viruta de madera Ror cama 0.984 m3

Cantidad de óxido de hierro por reactor 1260.056 kg Altura de cada lecho = 30 cm Aleacidn para la construccidn de cada reactor 18% Cr y 8% Ni El material para todas las juntas es de neopreno

gas = 0.85 g/L

PMgas = 21.7662 g/gmOl

Flujo masico = 145.822 g-mol/min

Los reactores deben estar soportados sobre rodillos que le permitan una libre expansibti y contraccidn.

pgas*= 0.0135 CP

NRe = '7.6

* Las operaciones se presentan en las memorias de c4lculo

MATERIAL DE CONSTRUCCION Hastelloy c-276

EMPAQUE anillos rashing de copolimero de estireno 1.986 pulg.

C-D

Ups = 219105

= 32.04

= 3.983 x 10-3cp

pes = O. 8324 $$

r' TEMPERATURA DE OPERACION

ADSORCION -20°C DESORCI~N ooc

DESHUMIDIFICADQR DATOS DE DISER0

h = 2 m d = 0.9054 m masa de silice = 928.0433 kg T = 35 "C P = 1 atm

DATOS DE OPERACION

h = 2.2 m d = 0.9959 m masa de sílice = 1020.8476 kg

MATERIAL DE CONSTRUCGlON

Acero inoxidable Pared de 3 cm de grosor Base de 8 cm de grosor

Utiliza neopreno como empaque en las bridas.

NRe = 33.3326

Dibrnetro efectivo de las partlculas de gel de sllice 4-8 mesh.

Dp = 0.2774 CM

Flujo mhsico por sección transversal

Factor de friccic5n 20 Caida de presidn*= 5.389 x lom6 atm

* Las operaciones se presentan en las Memorias de CBlculo

TANQUE DE ALMACENAMIENTO

El objetivo del primer tanque de almacenamiento inicial de biogas es el suministrar alimentacidn constante al proceso. Para ello, se eiigiri como parametro almacenar 2 horas de biogas en el tanque de almacenamiento inicial, cansiderando que se tiene este lapso de tiempo para regular cualqueir falla en el suministro, proveniente del tratameinto de aguas residuales. El resultado que se obtiene en dos horas de almacenamiento es de 378.155 Kg de biogas, mismos que son almacenados a 6 atm con una densidad de 5.2186 g/lt por lo que el contenedor debe tener la capacida de almacenar:

Material de construccidn:

18%Cr y 8% Ni

Especificacich ASME N'SA-240 (WValas pp-626) Grado 304 Vol de diseflo 79 700 It El contenedor tiene forma cilindrica con dimensiones: 5.8m. de altura por 3m. de dihmetro.

Para el tanque de almacenamiento del producto (metano) se eligira el mismo parametro de producci6n. De ah¡ que en dos horas se producen 218.823 kg, que son almacenados a 6 atms con densidad de 5.218 g/H

Capaciad del contenedor

Volumen de diseflo 46 m3

Dimensiones del cilindra

Diametro 3m, altura 4.42m

1 o3

Ecuaciones usadas para el c9lculo de la potencia en los cotnpresores.

Los resultados" obtenidos se presentan en las siguientes hojas, correspondiendo cada una a un compresor, su localiracibn en la planta puede verse en los planos anexos as1 como tambi6n cualquier otro equipo.

Compresor - c-I O 1

Servicio: Aiimentación ai primer tanque de almacenamiento

Fluido: Siogas crudo (altamente corrosivo)

Compuesto corrosivo: Sulfuro de hidrógeno

Gasto:

Densidad:

188 680 54 5.206 kg/m3

Succiljn PSI Descarga PSI Ptrdidas de en la tuberia Fresión de la cabeza estática

0.00 0.10

14,60 1 88.24 Fresión total en el sistema 88.20 14.70 Fresi6n en la succibn y descarga O. 04 0. O 0

Cabeza total diferencial: 73.643 PSI

Potencia isot8rmica: 3.456 HP

Compresor:

Servicio:

Fluido:

Gasto:

Densidad:

C-301 - Alimentación a la sección de deshumidificación

Biogas ausente de sulfidrico

216 821 g/h

I .O09 kg/ m3

Cabeza total diferencial: 24.609 PSI

Potencia ¡sotermica: 7.530 HP

Compresor:

Servicio:

Fluido:

Gasto:

Densidad:

c-401

Alimentaciirn a la torre de absorcidn de COZ

Metano y C02

181 894 g/h

0.833 kgl d

-

1 Succión PSI Descarga PSI PCrdidas en la tubería Presión en la succlbn y descarga

0.00 0.00

Presibpn total en el sistema 17,64 125.00 17.64 -__ " 25.00

Cabeza total diferencial: 7.362 PSI

Potencia isotérmica: 3.751 HP

Compresor:

Servicio:

Fluido:

Gasto:

Densidad

C-501 - Alimentacibn al tanque de almacenamiento de combustible

Metano

I08 968 gih

0.801 kg/ m?'

I Succibn PSI j Descarga FSI F'&-dldas en la t.uberla 0. 00

88.20 20.58 Ijresitrpn t.ot-al en el sistema SS. 20 20.58 Frcsi6n en la succihn y descarga 0. 01? _______" "

Cabeza total diferencial: 73.643 PSI

Potencia isoterrnica: 3.456 HP

2.8 MANUAL DE PROCESO

lMANuAL DE PROCESO

ARRANOUE DE LA PLANT&

- Iniciar los servicios de agua, vapor y energía elkctrica

- Asegurarse que las puertas de cada reactor ersten cerradas y que las vhknrlas correspondientes permitan el libre flujo del gas, vigilando el orden de la alimentacibn a cada reactor.

- El orden de la alimentacibn al iniciar se dirige de el reactor I al 4.

- Encender el mechero de seguridad.

- Arrancar las bombas que suministran el metano1 a la secci6n de remoción de dibxido de carbono.

- Comenzar la alimentacibn del biogas al primer tanque de almacenamiento, usando ei compresor asociado.

OPERAC16N EN CONTINUO

Tener presente que la temperatura de operacibn maxima de cada reactor no puede sobrepasar los 40°C. La temperatura se controlar& con las regaderas que humidifican a cada reactor. La rotacibn de la alimentacidn a cada reactor tiene el siguiente orden:

1 2 3 4 2 3 4 1 3 4 1 2 4 1 2 3 1 2 3 4 . . . . .

La rotacibn se realiza hacienda uso de vhlvulas, que se abren o cierran según la secuencia de la alimentación. A continuación se presenta el diagrama de la tubería y válvulas

1 O5

Una vez agotada la actividad del dxido se regenerara In situ, sacando de la

El objetivo de la regeneracicjn aislada es no introducir aire a la mezcla circulacidn al reactor agotado y regenerhndolo con una corriente de aire.

gaseosa.

A continuacidn se describe la remoci6n del azufre adherido a la superficie del cjxido.

1- Sacar de circulacidn al reactor en uso cerrando sus valvulas correspondientes.

2.- Llevar a cabo la regeneración in situ con corriente de aire

3.- Abrir las puertas del reactor y dejar que se ventile.

4.- Remover las charolas una por una.

5.- Separar el óxido de la viruta usando una malla que permita únicamente el paso del dxido.

6.- Lavar el dxido en percloroetileno

7. - Separar por decantacidn el bxido del percloroetileno .

8.- Colocar el dxido nuevamente sobre las charolas y la viruta

9.- Introducir las charolas al reactor y cerrar la puerta.

10.- Realizar una prueba de fugas usando aire en el reactor antes de ponerla en circulatich.

11 _- Introducir el reactor a la circulaciirn.

La recuperacibn del azufre se lleva a cabo por destilacidn.

1 cj6

A continuación el biogas se deshumidifica con silicas.

Un deshumidificador se encuentra operando, mientras que el otro se regenera a una temperatura de 120°C y disminuyendo la presibn a 0.7 atm.

La mezcla continúa hacia la sección donde se elimina el COZ. La torre de absorcibn consta de un indicador controlador de nivel automhtico y ajuste para evitar que se inunde la columna o presurice la linea de alimentacldn del gas.

La desorción del C02 con la subsecuente regeneración de metanol, se lleva a cabo al elevar la temperatura de la solucidn a 0°C.

La corriente gaseosa que sale de la torre se confina en un tanque de almacenamiento que suministra un pequello flujo hacia el mechero de seguridad para mantenerlo encendido.

La planta tiene la capacidad de operar en continuo a un flujo de 5 222 ms/dia cuyo diseRo permite manejar una composicidn de :

75Oh de metano Agentes a eliminar

20% de dióxido de carbono 1 O h de sulfur0 de hidrogeno 4% de humedad.

La planta facilita el manejo de diversas composicianes de los agente a eliminar y flujos de alimentación en mayor o menor proporcibn al disello.

La flexibilidad del proceso ofrece mayor estabilidad en su operación, eliminándose así la presencia de fluctuaciones en alguna variable.

1 07

La planta debe parar en caso de que exista alguna fuga, cuya reparacidn implique riesgos de incendio o explosidn, como sucede en el caso de trabajos de soldadura.

La secuencia de paro sera:

1 .- Dejar de alimentar biogas fresco al tanque de almacenamiento de materia prima.

2.- Disminuir la presíljn de este tanque a 4 atm y cerrarlo inmediatamente.

3.- Si ell problema murre despues de la ellmlnaciljn del H,S, se proceder6 a :

I#.- Dejar que el gas pase por la seccidn de remoci6n de H,S. 2'" Mandar la corriente gaseosa hacia el mechero de seguridad. 3'.- El gas restante en la linea del proceso se mandara hacia el

tanque de almacenamiento.

Si el problema se presenta en la seccidn de eliminaci6n de H,S, se proceded a:

I".- Suspender de Inmediato la allmentacidn de biogas fresco

2".- Eliminar el biogas restante del proceso dirigiendolo al mechero

3".- Ventilar, de preferencia con aire, la seccidn de H,S y la de de seguridad.

eliminacidn de humedad.

Crlterlos para absorber camblos en alimentaci6n

El proceso no presenta problemas si llega aumentar la cantidad de l+S ya que existe una gran cantidad de 6xido de hierro que puede remover dicho l"$3, lo que se debe realizar es aumentar la frecuencia de rotacidn y regeneracibn del 6xido. Si existe una produccidn de blogas mayor a la se utilizo como base para el diseRo, sera necesario quemar a la atmbsfera el excedente. Es muy importante que en la eliminacit5n de H2S el biogas se encuentre saturado con humedad y que los reactores se encuentren con los lechos humedecidos para evitar la pérdida del agua de cristalizaci6n del c5xido de hierro.

1 o9

2.9 SEGURIDAD

La planta maneja sustancias muy agresivas como el H,S que se distingue por

El metano, combustible de afta flamabilidad, y el metano1 que es tambien

Debido al alto riesgo de inceridio y explosi6n que presenta la planta, se cuenta con equipo de seguridad, que consta de un mechero con un arresta flama que pueda quemar el combustible, en caso de fuga en algún equipo de purificacidn. El mechero tiene la capacidad de quemar la cantidad total de gas que se encuentra almacenado como materia prima y como producto.

ser corrosivo y tdxico.

altamente flamable.

378 kg biogas. 218 kg metano. 596 kg de combustible.

El parametro a seguir, para el consumo total del gas, será de 40 minutos. Por lo que se queman 14.9 kglmin de combustible.

Un sistema del aseguramiento tanto de la calidad como de seguridad es el poder monitorear fa composici6n y flujos, ademas de vigilar la presidn y temperatura.

Los puntos de monitoreo de composicidn se realizan antes de entrar a cada unidad de purifcacibn. Es importante tambien checar la presidn de los contenedores de materia prima y producto.

El número mlnimo de personas que puede operar con 9eguridad la planta de purificaci6n sera de 7 .

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