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8/10/2019 Anlisis y Seleccin de La Mejor Tecnologa Del Proceso de Recuperacion de Azufre Para Gases de Cola en Refineri
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UNIVERSIDAD DEL ISTMOCAMPUS TEHUANTEPEC
ANLISIS Y SELECCIN DE LA MEJOR TECNOLOGA DELPROCESO DE RECUPERACIN DE AZUFRE PARA GASES DE COLA
EN REFINERAS DE MXICO
TESIS
PARA OBTENER EL TTULO DE
INGENIERO QUMICO
PRESENTA
TANIA OLMEDO TOLEDO
DIRECTOR DE TESIS
M. C. JESS MANUEL BAUTISTA BARRERA
ASESOR EXTERNO
ING. MIGUEL GONZLEZ AVENDAO
SANTO DOMINGO TEHUANTEPEC, OAXACA. OCTUBRE 2010.
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A JEHOV DIOS Y A NUESTRO SEOR JESUCRISTO
DANDO SIEMPRE GRACIAS POR TODO AL DIOS Y PADRE, EN EL NOMBRE DE
NUESTRO SEOR JESUCRISTO EFESIOS 5:20
A LA MEMORIA DE MIS ABUELOS
CONCEPCIN OLIVERA DE TOLEDO
ANTONIO TOLEDO ROMERO
PORQUE TODO AQUEL QUE VIVE YCREE EN MI NO MORIR ETERNAMENTE JUAN 11:26
A MI MADRE
AMADA F. TOLEDO OLIVERA
CON ETERNO AMOR Y ADMIRACIN
A MI HERMANA
FRIDA
A MIS FAMILIARES Y AMIGOS
QUE CONTRIBUYERON DE ALGUNAMANERA A QUE ESTA TESIS SE LOGRE
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CON GRATITUD A:
UNIVERSIDAD DEL ISTMO
CAMPUS TEHUANTEPEC
A MIS MAESTROS Y CONDISCPULOS
SI PUEDES CREER, AL QUE CREE TODO LE ES POSIBLEMARCOS 9:23
A MIS DIRECTORES DE TESIS:
M. C JESS MANUEL BAUTISTA BARRERA
ING. MIGUEL GONZ LEZ AVENDAO
CON AGRADECIMIENTO POR SU GRAN AYUDA
A : ING. MATILDE RAMREZ HERNDEZ,
M.C. JESS LPEZ CARRERA ,
ING. VCTOR HUGO MARTNEZ MORENO
M.C. ESTEBAN BURGOS VZQUEZ Y
DR. JESS OBET MARROQUIN DE LA ROSA
POR EL APOYO BRINDADO
A MIS SINODALES:
DR. ISAAS OCHOA LANDIN
DR. ADRIN EFRN SNCHEZ CHACN
M.C. JESS MANUEL BAUTISTA BARRERA
M.C. GREGORIO GARCA PREZ
ING. NGEL ROBERTO ALAMILLA GARCA
POR SUS SUGERENCIAS PARA MEJORAR ESTETRABAJO.
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INDICE GENERAL
PGINANDICE DE FIGURAS ................................................................................................................VI
NDICE DE TABLAS.................................................................................................................VIII
NOMENCLATURA.....................................................................................................................IX
RESUMEN ................................................................................................................................XII
INTRODUCCIN .....................................................................................................................XIII
OBJETIVOS............................................................................................................................. XV
OBJETIVO GENERAL... XVOBJETIVOS ESPECFICOS. XV
JUSTIFICACIN ..................................................................................................................... XVI
CAPTULO 1. ANTECEDENTES ................................................................................................1
1.1PANORAMADELPROCESODERECUPERACINDEAZUFRE.....................................2
1.1.1 UNIDAD DE RECUPERACIN DE AZUFRE (SRU). PROCESO CLAUS...................3
1.2UNIDADESDETRATAMIENTODEGASDECOLA(TGTU)..............................................9
1.2.1 TIPOS DE TGTU ......................................................................................................10
A) OXIDACIN CATALTICA SELECTIVA O DIRECTA (SOP) .........................................10B) OPERACIN EN SUBPUNTO DE ROCO (SDP).........................................................10C) PROCESOS DE RECIRCULACIN DE SULFURO DE HIDRGENO, TRATAMIENTOCON AMINAS SELECTIVAS.............................................................................................12
1.2.2 OPERACIONES PARA INCREMENTAR LA RECUPERACIN DE AZUFRE .........15
A) ENRIQUECIMIENTO CON OXGENO..........................................................................15B) HIDROGENACIN DE SO2A H2S................................................................................16C) HIDRLISIS DE COS Y CS2A H2S..............................................................................16D) REMOCIN DE AGUA .................................................................................................17
1.2.3 SELECCIN DE TGTU.............................................................................................18
CAPTULO 2. MARCO TERICO.............................................................................................20
2.1RECUPERACINDEAZUFREENELSNR ....................................................................21
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2.2TECNOLOGASCOMERCIALESDELOSPROCESOSDEOXIDACINSELECTIVA(SOP) ....................................................................................................................................23
2.2.1 PROCESO SUPERCLAUS.......................................................................................232.2.2 PROCESO EUROCLAUS.........................................................................................272.2.3 PROCESO BSR/ SELECTOX...................................................................................282.2.4 PROCESO MODOP .................................................................................................31
2.3TECNOLOGASCOMERCIALESDELOSPROCESOSDESUBPUNTODEROCO(SDP).. ..................................................................................................................................34
2.3.1 PROCESO SULFREEN............................................................................................34
2.3.2 PROCESO AMOCO COLD BED ADSORPTION (CBA)............................................372.3.3 PROCESO MAXIMUM CLAUS RECOVERY CONCEPT (MCRC)............................392.3.4 PROCESO CLINSULF-SDP .....................................................................................41
2.4TECNOLOGASCOMERCIALESDELOSPROCESOSDEREDUCCINDEDIXIDODEAZUFREYRECIRCULACINDEH2S ............................................................................45
2.4.1 PROCESO SCOT.....................................................................................................452.4.2 PROCESO SULFTEN...............................................................................................482.4.3 PROCESO RESULF.................................................................................................492.4.4 PROCESO EXXON FLEXSORB SE PLUS...............................................................50
CAPTULO 3. ANLISIS DE TECNOLOGAS DE RECUPERACIN DE AZUFRE PARAGASES DE COLA (TGTU)........................................................................................................52
3.1PANORAMAACTUALDERECUPERACINDEAZUFREENELSNR...........................60
3.2CASOPRCTICO.MODIFICACIONESREALIZADASENLAREFINERADESALINACRUZEN2009,PARAAUMENTARLARECUPERACINDEAZUFRE...............................71
CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES.............................................................................78
ANEXO: EXTRACTO DE NORMA OFICIAL MEXICANA NOM-148-SEMARNAT-2006,CONTAMINACIN ATMOSFRICA.- RECUPERACIN DE AZUFRE PROVENIENTE DELOS PROCESOS DE REFINACIN DEL PETRLEO. ...........................................................82
REFERENCIAS BIBLIOGRFICAS .........................................................................................85
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NDICE DE FIGURAS
Figura Pgina
Captulo 1
1.1 Ubicacin del proceso de recuperacin de azufre 3
1.2 Proceso Claus bsico 8
Captulo 2
2.1 Proceso SUPERCLAUS 26
2.2 Proceso BSR/ Selectox 30
2.3 Proceso MODOP 33
2.4 Proceso SULFREEN 36
2.5 Proceso AMOCO- CBA Regeneracin 38
2.6 Proceso AMOCO- CBA Enfriamiento 39
2.7 Proceso MCRC de tres convertidores incluyendo la seccin Claus 41
2.8 Proceso Clinsulf-SDP 44
2.9 Proceso SCOT 47
Captulo 3
3.1 Recuperaciones de azufre de los principales Procesos de Tratamiento deGas de Cola (TGTU)
59
3.2 Recuperaciones de azufre de los principales grupos de Procesos deTratamiento de Gas de Cola (TGTU)
60
3.3 Unidad de recuperacin de azufre AZ-1 Refinera de Cadereyta 61
3.4 Unidades de recuperacin de azufre AZ-3 y AZ-4 Refinera de Cadereyta 61
3.5 Unidades de recuperacin de azufre AZ-5 y AZ-6 Refinera de Cadereyta 62
3.6 Unidad de recuperacin de azufre AZ-1 Refinera de Madero 62
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3.7 Unidad de recuperacin de azufre U-12 Refinera de Salamanca 63
3.8 Unidad de recuperacin de azufre SRU Refinera de Salamanca 64
3.9 Unidad de recuperacin de azufre AZ-3 Refinera de Tula 64
3.10 Unidad de recuperacin de azufre AZ-4 Refinera de Tula 64
3.11 Unidad de recuperacin de azufre AZ-5 Refinera de Tula 65
3.12 Unidad de recuperacin de azufre AZ-1 Refinera de Minatitln 65
3.13 Unidad de recuperacin de azufre AZ-1 Refinera de Salina Cruz 66
3.14 Unidad de recuperacin de azufre AZ-2 Refinera de Salina Cruz 66
3.15 Unidad de recuperacin de azufre AZ-3 Refinera de Salina Cruz 67
3.16 Comparacin de costos de operacin anual en Euros para una planta de100 Ton/da
69
3.17 Detalle de recalentadores en la planta de recuperacin de azufre No.1 dela refinera de Salina Cruz (AZ-1)
73
3.18 Detalle de recalentadores en la planta de recuperacin de azufre No.2 dela refinera de Salina Cruz (AZ-2)
73
3.19 Esquema actual de las plantas Claus en la refinera de Salina Cruz 74
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NDICE DE TABLAS
Tabla Pgina
Captulo 1
1.1 Principales aminas empleadas en el tratamiento de gas 12
Captulo 2
2.1 Capacidad de procesamiento de las unidades SRU y TGTU en el SNR 22
2.2 Catalizadores de oxidacin selectiva 24
2.3 Conversiones ideales obtenidas con el Proceso Superclaus 25
2.4 Conversiones ideales obtenidas con el Proceso Euroclaus 28
2.5 Conversiones ideales obtenidas con el Proceso BSR/ Selectox 29
Captulo 3
3.1 Cuadro comparativo de TGTU 53
3.2 Concentracin de entradas y salidas del proceso de recuperacin deazufre en el SNR
70
3.3 Condiciones de operacin normal de la Planta Claus 75
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NOMENCLATURA
Al2O3 Almina
API Instituto Americano del Petrleo (American Petroleum Institute por sussiglas en ingls)
ARU Unidad de Regeneracin de Amina (Amine Regeneration Units por sussiglas en ingls).
CBA Adsorcin en cama fra AMOCO (AMOCO Cold Bed Adsorption por sussiglas en ingls)
CO2 Dixido de carbono
CO Monxido de carbono
Co Cobalto
COS Sulfuro de carbonilo
Cr Cromo
CS2 Disulfuro de carbono
ELSE Emisiones de azufre extremadamente bajas ( Extremely Low SulfurEmissions por sus siglas en ingls)
EPA Agencia de proteccin ambiental (Environmental Protection Agency por sussiglas en ingls)
FCCU Unidad de Craqueo Cataltico Fluidizado (Fluid Catalytic Cracking Unit porsus siglas en ingls)
Fe2O3 xido frrico
GF Procesamiento de gas combustible (Fuel gas por sus siglas en ingls)
H2 Hidrgeno en condiciones atmosfricas normales
HC Hidrocarburo
HDS Hidrodesulfurizacin
H2S Sulfuro de hidrgeno (gas), cido sufhdrico (lquido)
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LPG Procesamiento de gas licuado del petrleo (Liquified Petroleum Gas porsus siglas en ingls)
MBD Miles de barriles diarios
MCRC Concepto de recuperacin mxima Claus ( Maximum Claus RecoveryConcept)
Mo Molibdeno
N2 Nitrgeno en condiciones atmosfricas normales
NH3 Amoniaco
Ni Nquel
NOX xidos de nitrgeno
O2 Oxgeno en condiciones atmosfricas normales
OMS Organizacin Mundial de la Salud
PEMEX Petrleos Mexicanos
R-S Sulfuros
R-S2 Disulfuros
R-SH Mercaptanos
S Azufre elemental
SCOT Tratamiento de Limpieza Shell (Shell Claus Off-gas Treatment por sussiglas en ingls)
SDP Procesos de subpunto de roco (Sub- dewpoint por sus siglas en ingls)
SNR Sistema Nacional de Refineras
SOX xidos de azufre
SO2 Dixido de azufre
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xi
SO2Cl2 Cloruro de sulfonilo
SOP Procesos de oxidacin selectiva (Selective Oxidation Processes por sussiglas en ingls)
SRE Eficiencia de Recuperacin de Azufre (Efficiency Recovery of Sulfur porsus siglas en ingls)
SRU Unidad de Recuperacin de Azufre (Sulphur Recovery Unit por sus siglasen ingls)
SWS Agotadores de Agua Amarga (Sour Water Strippers por sus siglas eningls)
TA- Luft Instrucciones Tcnicas sobre Control de Calidad del Aire (TechnischeAnleituung zur Reinhaltung der Luft por sus siglas en alemn)
TGTU(TGCU)
Unidad de tratamiento de gas de cola (Tail Gas Treatment Unit o Tail GasClean Unit por sus siglas en ingls)
TiO2 Dixido de titanio
Ton Toneladas
ULTRA Adsorcin y reaccin a muy baja temperatura (Ultra Low TemperatureReaction and Adsorption)
V Vanadio
W Wolframio o tungsteno
32OAl Alfa almina o almina en fase alfa
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RESUMEN
Este trabajo se enfoca al anlisis y seleccin de una tecnologa de tratamiento de
gases de cola (TGTU) con el fin de incrementar la recuperacin de azufre en el Sistema
Nacional de Refineras (SNR).
El anlisis se realiz con base a caractersticas de las tecnologas, a fin de
mostrar una propuesta inicial. Durante la recopilacin de informacin, se presentaron
varios obstculos que impidieron la realizacin de planteamientos mucho ms concretos.Sin embargo, se analizaron diferentes tecnologas de proceso que se agrupan en:
Procesos de oxidacin directa (SOP), procesos de subpunto de roco (SDP) y procesos
de reduccin de dixido de azufre (SO2) y recirculacin de sulfuro de hidrgeno (H2S).
Se realizaron tambin los esquemas que muestran la recuperacin de azufre
actual con base a datos de diseo en el SNR. Se describen las modificaciones al
proceso hechas en 2009 en la Refinera Ing. Antonio Doval Jaime de Salina Cruz,Oaxaca. Con estas modificaciones, el SNR seala que se alcanza la recuperacin
exigida en la NOM-148-SEMARNAT-2006 de 90% peso para plantas de azufre
existentes. Sin embargo, se revisa el caso Salina Cruz, en el que no se trata la corriente
que proviene de los agotadores de agua amarga.
Se propone instalar ms plantas tipo SCOT en el SNR e invertir en plantas para
produccin de cido sulfrico. En caso de no ser viable debido a la poltica de PEMEX
Refinacin; se propone instalar TGTU de subpunto de roco para plantas de azufre
existentes, debido a que estas plantas logran equilibrar bajos costos de operacin y
altas recuperaciones de azufre. En caso de plantas nuevas se propone el proceso
CLINSULF licenciado por WorleyParson, ya que es un proceso clasificado como de fcil
operacin, barato en mantenimiento y econmico en capital y operacin. Adems es un
proceso muy compacto lo que genera menos puntos de control y no requiere rea
adicional.
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INTRODUCCIN
Nuestro planeta enfrenta los efectos de la contaminacin, la cual, paulatinamente
ha significado un verdadero problema para el medio ambiente y en especial para la
salud humana. Las erupciones volcnicas, descargas elctricas e incendios forestales
son fuentes de contaminantes de origen natural, sin embargo, el mayor impacto en la
naturaleza tiene su origen en el creciente desarrollo de las poblaciones, el desarrollo
industrial y los requerimientos del hombre, como la necesidad de transporte y
alimentacin, dentro de las mltiples actividades que demandan energa.
El tipo de energa que ms se requiere es la calrica, que se obtiene
principalmente de la combustin, de la cual ms del 80% la proporcionan los
combustibles fsiles: petrleo, gas natural y carbn. Esto ha significado el principal
aporte del hombre a la contaminacin atmosfrica (Vega de Kuyper, 2001).
Entre los gases liberados a la atmsfera debido a la combustin de los
combustibles fsiles se encuentran monxido y dixido de carbono (CO, CO2) , xidosde nitrgeno (NOX) y xidos de azufre (SOX) principalmente (Bhaskara Rao, 2007).
El dixido de carbono (CO2) se produce por la combustin completa de los
hidrocarburos, mientras que el monxido de carbono (CO), se produce cuando la
combustin es solo parcial o el oxgeno es escaso, producindose tambin dixido de
carbono y otros compuestos de carbono y oxgeno. Los xidos de nitrgeno (NOX), no
se producen directamente en la combustin, sino que se forman en sta como
consecuencia de la elevada temperatura, al producir la reaccin del nitrgeno (inerte a
bajas temperaturas) con el oxgeno atmosfrico. Los xidos de azufre (SOX) se originan
por la presencia de compuestos orgnicos azufrados en el petrleo. Aproximadamente
un 80% del SO2 total en la atmsfera procede de combustibles fsiles insuficientemente
refinados (Vega de Kuyper, 2001).
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xiv
Dentro de las impurezas de todas las fracciones del petrleo, los compuestos de
azufre encabezan la lista. Sin embargo, el contenido de azufre en el petrleo dependede las caractersticas del yacimiento, por ejemplo, el petrleo proveniente del Medio
Oriente tiene bajo contenido de azufre (0.1 a 2% peso), mientras que los provenientes
de Venezuela, presentan contenidos de azufre elevados (5.4% peso), lo cual repercute
en el precio, ya que requieren tratamientos costosos para la remocin de azufre en las
refineras (Bhaskara Rao, 2007, Vega de Kuyper, 2001, Wauquier, 1995).
El dixido de azufre (SO2) se emite directamente al aire o indirectamente comosulfuro de hidrgeno (H2S) por la industria del petrleo durante la refinacin y cuando se
limpia el gas natural antes de su distribucin. La forma ms comn para eliminar estos
gases es convertirlos a azufre elemental, por medio de la reaccin Claus1:
OHSSOSH 222 232 ++
Es muy importante eliminar el H2S de los gases, ya que es un contaminante muy
venenoso, incluso ms que el SO2.
En el mundo, el control de las emisiones a la atmsfera se lleva a cabo por
medio de regulaciones federales, para lo cual se han formulado acuerdos y normas en
materia ambiental cuyo objetivo es impedir que se emitan grandes cantidades de estos
contaminantes al aire. Por ejemplo, por medio de regulaciones federales, la cantidad de
dixido de azufre emitido al aire en Norte Amrica, disminuy substancialmente, cerca
de un 20% entre 1980 y 1994 en Estados Unidos de Amrica y un 43% en Canad
hasta 1995. Se estima que en este ao 2010, las emisiones de SO 2, disminuyan de
forma considerable alrededor de un 50% comparado con los niveles de 1980 en la
Unin Americana (Baird, 2001).
1En honor al qumico Carl Freidrich Claus que desarroll este proceso, patentado en 1883 para Reino Unido.
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Mxico no ha quedado exento de estas regulaciones, as que el 28 de noviembre
de 2007 se expide la Norma Oficial Mexicana NOM-148-SEMARNAT-2006Contaminacin atmosfrica. Recuperacin de azufre proveniente de los
procesos de refinacin del petrleo; en la cual se establece una recuperacin
mnima del 90% peso para plantas existentes y 95% peso para plantas nuevas. Esta
norma entr en vigor a partir de noviembre del 2007 y su cumplimiento es obligatorio en
el Sistema Nacional de Refineras.
OBJETIVOS
OBJETIVO GENERAL
Anlisis terico de las tecnologas disponibles comercialmente para tratamiento
de gas residual o gas de cola del proceso de recuperacin de azufre; con la finalidad de
elaborar una propuesta tecnolgica ptima en funcin de costos de operacin y la
recuperacin exigida en la NOM-148-SEMARNAT-2006; para satisfacer losrequerimientos actuales de emisiones de azufre a la atmsfera en el Sistema Nacional
de Refineras (SNR).
OBJETIVOS ESPECFICOS
1. Anlisis terico de las principales tecnologas del proceso recuperacin de azufre
disponibles en el mercado.
2. Comparar las diferentes tecnologas disponibles, analizando ventajas y desventajas
de cada una de ellas.
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3. Esquematizar la configuracin del proceso de recuperacin de azufre para
seleccionar la tecnologa adecuada.
4. Establecer propuestas ptimas para satisfacer los requisitos de las normas
nacionales de emisiones de compuestos de azufre (NOM-148-SEMARNAT-2006) en el
SNR.
JUSTIFICACIN
En Mxico an no se exigen recuperaciones de azufre tan estrictas como en los
Estados Unidos de Amrica, Canad y pases de Europa como Alemania (98- 99.9%
peso); sin embargo dentro de algunos aos puede aumentar la tasa de recuperacin
establecida y nuevamente la industria tendr que adaptarse a estos cambios. Para
afrontar estos retos existen una gran variedad de mtodos eficientes, basados en el
proceso Claus convencional, que superan algunas limitaciones de dicho proceso (Chen,Chow y Wong, 2002).
Por lo tanto, para que las industrias procesadoras de petrleo y gas puedan
tomar las mejores decisiones para hacer frente a los niveles de emisiones permitidos,
tienen que estudiar con mucho detenimiento este tema, ya que en caso contrario sera
muy perjudicial, no solo para el medio ambiente, sino porque podra ocasionar serios
problemas con las leyes ambientales del pas. No hay que olvidar tambin que todoesto significa una fuerte inversin econmica para las industrias, por lo cual se
incrementa la importancia de cualquier decisin (Chen, Chow y Wong, 2002).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
En este captulo se proporcionan los
antecedentes del proceso de recuperacin
de azufre ms empleado a nivel mundial;
el proceso Claus, as como la clasificacin
de las TGTU y los factores a considerar
durante la seleccin de una TGTU.
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
2
1.1 PANORAMA DEL PROCESO DE RECUPERACIN DE AZUFRE
El petrleo crudo contiene azufre, que se presenta en forma de sulfuro de
hidrgeno (H2S), mercaptanos (R-SH), sulfuros (R-S), disulfuros (R-S2), tiofeno (C4H4S)
y derivados del tiofeno (Wauquier, 1995).
Los compuestos que contienen azufre representan la impureza qumica2que se
encuentra en mayor grado en todas las fracciones del petrleo. En forma gaseosa, el
azufre se presenta como mercaptanos (R-SH), sulfuro de hidrgeno (H2S), sulfuro de
carbonilo (COS), disulfuro de carbono (CS2) y cloruro de sulfonilo (SO2Cl2)
principalmente, los cuales pueden presentarse con el crudo o pueden ser el resultado
de la descomposicin de otros compuestos de azufre durante las operaciones de
desintegracin trmica o cataltica (Bhaskara Rao, 2007).
El contenido total de azufre en un crudo, se encuentra generalmente entre 0.05 y
5% peso, estas proporciones varan dependiendo las caractersticas del lugar (comocontenido de materia orgnica) de donde se origina. Las refineras de hoy procesan
crudos cada vez con mayor contenido de azufre. No obstante, las regulaciones
ambientales son ms estrictas, convirtiendo en un desafo la tarea de remocin de
azufre (Quinlan, 2004, Wauquier, 1995).
El manejo del azufre en una refinera con fines de proteccin ambiental, consta
de cuatro procesos principales: las unidades de regeneracin de amina (ARU),
agotadores de agua amarga (SWS), las unidades de recuperacin de azufre (SRU) y
las unidades de tratamiento de gas de cola (TGTU) (Quinlan, 2004).
Las unidades ARU y SWS alimentan a la SRU (Proceso Claus) y la refinera
puede contar o no con una TGTU y enviar los gases finalmente al incinerador o
quemador elevado.
2 Pueden existir tambin impurezas fsicas como polvo, humedad o materia aceitosa.
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
3
En la Figura 1.1 se observan esquemticamente estos procesos.
Figura 1.1 Ubicacin del proceso de recuperacin de azufre (Quinlan, 2004).
1.1.1 UNIDAD DE RECUPERACIN DE AZUFRE (SRU). PROCESO CLAUS
Las SRU convierten el H2S del gas cido proveniente de la regeneracin de
amina (ARU) y del gas cido amoniacal o gas amargo proveniente de los agotadores deagua amarga (SWS) a azufre elemental, en una refinera (Quinlan, 2004).
El proceso Claus es el proceso principal para recuperacin de azufre a partir de
corrientes de gas cido y es muy probable que lo siga siendo en el futuro. El proceso
Claus original fue descrito por Alexander Chance y Carl Freidrich Claus en 1885 (Gary y
Handwerk, 2001, Korens, Simbeck y Wilhelm, 2002).
En la actualidad, la unidad de recuperacin de azufre Claus generalmenteconsiste de dos secciones distintas: la seccin trmica (seccin inicial), que comprende
el horno de reaccin, la caldera de recuperacin y el primer condensador; y la seccin
cataltica (seccin final) que est constituida por el resto del equipo en lnea desde la
salida del primer condensadorhasta el incinerador de los gases residuales (o de cola) y
la chimenea (Figura 1.2).
ARU
AMINA POBRE
AMINA RICA
SWSAGUA AMARGA
SRU
GAS CIDO
GAS CIDOAMONIACAL
AGUA DESFLEMADA
EXCESO DE AGUA SEPARADA PARA TRATAR
GAS DE COLA
RECIRCULACIN DE GASCIDO
TGTU
UNIDADES DEREFINERA:
DESTILACINDE CRUDO,
HIDROTRATA-MIENTO, FCCU,COQUIZACIN,
GF Y LPG
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
4
Las caractersticas de la alimentacin de gas cido, como la concentracin de
H2S, determinan principalmente la configuracin de la seccin trmica. Estasconfiguraciones son: unidades con derivacin o by-pass, para concentraciones de 20-
50% mol de H2S en la alimentacin y unidades directas, para concentraciones de 50-
80% mol de H2S (Kohl y Nielsen, 1997, Larraz Mora, 1998).
En el SNR se tienen unidades Claus con configuraciones de alimentacin directa
en la etapa trmica, ya que se manejan altas concentraciones de H2S, arriba de 50%
mol. Sin embargo, la eficiencia deseada de recuperacin de azufre generalmente dictala seleccin de los procesos utilizados en la seccin final, que usualmente incluye el
tratamiento de gases de cola (Chen, Chow y Wong, 2002).
En una unidad de tratamiento Claus, se convierte del 60 a 70% del total de
azufre en la seccin trmica, y en la seccin cataltica el remanente 36 a 26% (Tim
Armstrong, 1996).
El parmetro con mayor influencia en el rendimiento, es la relacin aire - gas
cido. Una forma de saber si la relacin aire - gas cido es correcta, consiste en el
anlisis de la proporcin H2S/SO2, la cual debe permanecer en un valor igual a 2. Si
esta relacin es mayor que 2 se est trabajando en dficit3de aire y si es menor de dos
hay exceso4 de aire. Esta relacin puede medirse mediante analizadores en lnea,
cromatografa5y fotometra ultravioleta o infrarroja6. Una vez que una mala relacin de
aire- combustible pasa el quemador principal, no puede cambiarse (Borsboom et al.,
2003, Larraz Mora, 1998).
3Menor cantidad de SO2 como consecuencia de la falta de O2, se puede apreciar en la reaccin.4Mayor cantidad de SO2 como consecuencia del exceso de O2, se puede apreciar en la reaccin.5Mtodo de separacin para la caracterizacin de mezclas complejas.6Mtodos de anlisis espectroscpicos que se basan en la medida de la radiacin electromagntica emitida oabsorbida por la materia.
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
5
El quemador del reactor trmico destruye los hidrocarburos y el amoniaco y
suministra una oxidacin parcial controlada de H2S para formacin de azufre en elhorno de reaccin. El horno de reaccin es la parte crtica del equipo en el proceso
Claus. Opera a temperaturas superiores a 925C (1198.15 K). Por debajo de esta
temperatura la estabilidad de la flama es mala y ocurren reacciones laterales adversas,
lo que hace que la operacin sea difcil y poco confiable. Para las unidades que
procesan gases amargos o alimentaciones que contengan hidrocarburos pesados,
como benceno, tolueno y xileno (BTX), la temperatura mnima de operacin necesaria
es todava ms alta (CONIP, 1997, Quinlan, 2004).
En el horno de reaccin se oxida aproximadamente una tercera parte del H2S en
la alimentacin de gas cido con aire de la combustin para formar SO2.
KJOHSOOSH 75.517H2
3 Reaccin2222 =++
El SO2 formado de esta manera reacciona con el H2S restante (la reaccin Claus)
para dar azufre elemental:
KJOHSSOSH 2.147H232 Reaccin222 =++
La reaccin global es:
KJOHSOSH 95.664H33233 Reaccin222 =++
Tambin ocurren varias reacciones colaterales indeseables entre los
hidrocarburos y el dixido de carbono en el gas cido, produciendo CO, H2, COS y CS2.
El COS y CS2 no se convierten fcilmente en azufre y por lo tanto reducen la eficiencia
global de recuperacin del azufre. De la misma manera, el coque formado de la
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
6
desintegracin y de la reaccin incompleta de los hidrocarburos pesados (debido a las
bajas temperaturas de operacin en el horno de reaccin, o a una mezcla inadecuada
en el quemador) pueden desactivar el catalizador Claus (Chen, Chow y Wong, 2002),(Reed, 1986).
Los convertidores catalticos Claus operan a temperaturas que van de 270 a 350
C aproximadamente (543.15 a 623.15 K).
El catalizador consiste en xidos de aluminio, bauxita, y xidos de aluminio
activados, as como xidos de aluminio modificados con elementos como Co, Mo, Ni, Cr,W y V. Sin embargo, el catalizador ms usado es almina activada esfrica sin
promotores (Eow, 2002, Larraz Mora, 1998).
La desactivacin del catalizador se refiere a la prdida de la conversin. Se
caracteriza por una disminucin de temperatura en el lecho cataltico, ya que la reaccin
Claus es una reaccin exotrmica (Larraz Mora, 1998).
Los mecanismos de desactivacin se pueden agrupar en dos categoras: Los
que implican cambio en las propiedades estructurales del catalizador, como la
disminucin del rea superficial debido a la destruccin trmica de la estructura del
catalizador. Esto se debe a temperaturas excesivas (ms de 480 C o 753 K) de
operacin en los convertidores catalticos. Tambin la disminucin del rea superficial
se produce por altas presiones parciales de vapor de agua que provocan la destruccin
del rea superficial en la almina (Larraz Mora, 1998).
La segunda categora engloba agentes externos a la reaccin. Como la
deposicin sobre la estructura porosa del catalizador, lo que impide el acceso de los
reactantes hacia los centros activos, esto provocado por sulfatacin (adsorcin de SO 2,
coque, cenizas y sales) (Larraz Mora, 1998).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
7
La sulfatacin se considera la principal causa de desactivacin de los
catalizadores Claus, sin embargo es reversible, forzando la presencia de una mayorcantidad de H2S en la corriente a los reactores catalticos, obteniendo una relacin de
H2S/SO2 entre 2.5-10 de 24 a 36 horas al menos una vez al mes para mantener activo
el catalizador (Larraz Mora, 1998).
El proceso Claus con dos etapas catalticas, logra un porcentaje de recuperacin
de 94 a 95% peso y con tres etapas catalticas, se alcanzan recuperaciones alrededor
del 96 al 97% peso del azufre total de la alimentacin. Cabe sealar que lasconversiones citadas no toman en cuenta las prdidas causadas por la presencia de
COS y CS2 y las conversiones globales deben ajustarse a la baja por la cantidad de
estas prdidas (Kohl y Nielsen, 1997).
En la Figura 1.2 se observa el Proceso Claus bsico.
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Fosa de almacenamiento de azufre
ETAPA CATALTICA
Vapor dealta presin
Rec
Al scon
Al sistemade vapor
Agua de caldera
Azufrea la fosa
CondensadorNo. 3
ConvertidorNo. 2
Al sistema decondensados
RecalentadorNo. 2Vapor de
alta presin
CondensadorNo. 2
CondensadorNo. 1
Agua de caldera
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
ConvertidorNo. 1
RecalentadorNo. 1
ETAPA TRMICA
Al sistema decondensados
Vapor dealta presin
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
Agua de caldera
Enfriador de
reaccin (calderade recuperacin )
Al sistema devapor
Tambor devapor
Agua decaldera
Soplador de airepara la combustin
Reactortrmico(horno dereaccin )Quemador
Alimentacin de gascido del separadorde aguas sulfurosas
Alimentacin degas cido
amnico (AAG )
Tamborextractor
AAG
Figura 1.2 Proceso Claus bsico (Chen, Chow y Wong, 2002).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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1.2 UNIDADES DE TRATAMIENTO DE GAS DE COLA (TGTU)
Muchas tecnologas se desarrollan y son propuestas para incrementar la
eficiencia de remocin global de azufre, ms de lo que permite alcanzar el proceso
Claus y as, disminuir la cantidad de azufre emitido a la atmsfera. Esto significa una
mayor confiabilidad y garantiza la operacin con base a las regulaciones ms estrictas
(Kohl y Nielsen, 1997).
Estos tratamientos surgen de la necesidad de disminuir las emisiones decontaminantes, principalmente H2S de las Plantas Claus de recuperacin de azufre. Se
pueden clasificar en tres grupos dentro del mercado internacional.
A) Los procesos de oxidacin selectiva o directa (SOP). En los cuales el
catalizador oxida H2S a azufre elemental, son un modo rentable de mejorar la
recuperacin de azufre entre 98.5 % a 99.3 % peso (Chen, Chow y Wong, 2002).
B) Procesos de subpunto de roco (SDP). Con este tipo de procesos se
alcanzan recuperaciones entre 98.5 % a 99.5 % peso, son procesos que favorecen el
equilibrio de la reaccin Claus a temperaturas bajas con un nmero de camas
catalticas adicionales (Chen, Chow y Wong, 2002).
C) Procesos de recirculacin de sulfuro de hidrgeno.En donde el sulfuro de
hidrgeno se recircula al horno Claus despus de pasar por un tratamiento
principalmente con aminas selectivas. Se logran recuperaciones ms altas, entre 99.5%
a 99.99 % peso (Quinlan, 2004).
Por lo general se aade un TGTU para cada SRU, ya que un tratamiento comn
para mltiples SRU tiene la ventaja de costo reducido, pero trae problemas como un
punto comn de falla potencial para todos los trenes SRU corriente arriba (Slavens y
Didriksen, 2007).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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1.2.1 TIPOS DE TGTU
A) OXIDACIN CATALTICA SELECTIVA O DIRECTA (SOP)
Con este proceso se busca convertir H2S a azufre. Para que se aplique de forma
eficiente es necesario que el contenido principal del gas de cola sea H2S, ya que la
reaccin solamente se lleva a cabo entre el H2S y el O2. Lo anterior se logra
manteniendo la relacin molar de H2S/ SO2 en un valor mayor que 2, para que
predomine la cantidad de H2S en relacin al SO2, operando con deficiencia de oxgenoen la seccin Claus.
Se necesita un catalizador de Fe2O3 soportado en 32OAl , SiO2 u TiO2
generalmente, es un catalizador reportado en la literatura como caro. Requiere
temperaturas que van de 135 a 150 C (408.15 a 423.15 K) (Borsboom et al., 2003,
Kohl y Nielsen, 1997).
Se lleva a cabo la siguiente reaccin:
xS
xOHOSH
1
2
1222 ++
Con estos procesos se pueden alcanzar conversiones al equilibrio aproximadas de 98.5
a 99.3% peso.
B) OPERACIN EN SUBPUNTO DE ROCO (SDP)
La operacin en subpunto de roco tiene como objetivo lograr un mayor equilibrio
de la reaccin Claus y por lo tanto incrementar la recuperacin de azufre.
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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La conversin al equilibrio de la reaccin Claus (H2S a S) incrementa al disminuir
la temperatura, debajo del punto de roco del azufre (117 C o 390.15 K) en una reginmoderada. Se acerca al 100% a una temperatura de aproximadamente 121 C (394.15
K) (Kohl y Nielsen, 1997).
Las camas de catalizador convencionales del proceso Claus se mantienen a una
temperatura sobre el punto de roco del azufre, para evitar la deposicin de azufre
lquido en la superficie del catalizador, ya que esto causa la desactivacin del mismo.
Sin embargo, esto impide alcanzar altas eficiencias que se lograran trabajando a bajastemperaturas (Kohl y Nielsen, 1997).
El proceso Claus de subpunto de roco utiliza las mismas reacciones qumicas
que el proceso Claus, pero las camas de catalizador operan a una temperatura debajo
del punto de roco del azufre (100 a 125 C o 373.15 a 398.15 K), obtenindose
conversiones de equilibrio ms altas. Como consecuencia de las bajas temperaturas el
azufre se deposita en el catalizador, pero esta deposicin no afecta al proceso ya que
se trabaja en una operacin cclica. Esta operacin comprende regeneracin peridica
de cada cama por vaporizacin de los depsitos de azufre con una corriente de gas a
elevada temperatura (316 a 343 C o 589.15 a 616.15 K aproximadamente);
posteriormente el azufre se condensa y recupera (Kohl y Nielsen, 1997).
Este proceso puede usarse como un adicional a la existente unidad Claus, o
diseado dentro de un sistema integrado de alta eficiencia (Kohl y Nielsen, 1997).
Puede alcanzar conversiones al equilibrio aproximadas de 98.5 a 99.5 % peso.
CCCCCCCCCCCCCCCC
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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C) PROCESOS DE RECIRCULACIN DE SULFURO DE HIDRGENO,
TRATAMIENTO CON AMINAS SELECTIVAS
Este grupo de procesos primero convierte los compuestos de azufre en el gas de
cola a H2S mediante operaciones de hidrogenacin e hidrlisis. Despus mediante una
solucin de alcaloamina se absorbe selectivamente el H2S; posteriormente se separa
de la solucin de alcaloamina y se recircula a la unidad Claus (Kohl y Nielsen, 1997).
El tratamiento con aminas selectivas tiene como objetivo remover H2S con
absorcin parcial de CO2de una corriente de gas (Quinlan, 2004).
Las alcaloaminas ms utilizadas en tratamiento de gas se muestran en la Tabla 1.1:
Tabla 1.1. Principales aminas empleadas en el tratamiento de gas
Tipo de amina Ejemplos:
Primaria Monoetanolamina (MEA)
Diglicolamina (DGA)Secundaria Dietanolamina (DEA)
Diisopropanolamina (DIPA)
Terciaria Metildietanolamina (MDEA)
Trietanolamina (TEA)
Tambin se pueden emplear una mezcla de estas.
Los gases cidos reaccionan con bases lquidas dbiles para formar sales
trmicamente regenerables. La reaccin es exotrmica y se libera una cantidad de calor
considerable. Se produce una transferencia directa de protn (Street, 1995).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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HHSNHRRRSHNRRR
CalorSalcidoBase
-3212321 ++
+
+
Transferencia directa de un protn.
La reaccin entre el CO2 y la amina puede ocurrir va dos mecanismos de
reaccin. Cuando el CO2se disuelve en agua, forma cido carbnico y lentamente se
disocia a bicarbonato. Luego se produce una reaccin cido-base (Street, 1995).
HHCONHRRRNRRROHCO
_______________________________
HNHRRRHNRRR
to)(bicarbonaHCOHCOH
carbnico)(cidoCOHOHCO
-332132122
321321
-332
3222
+++
++
+
+
+
++
+
Reaccin cido- base
Un segundo mecanismo de reaccin del CO2requiere un hidrgeno poco estableen la estructura molecular de la amina.
HNCOORRNHRRNHR2RCO
_____________________________________________
HNHRRNCOORRNHRRHCOONRR
HHCOONRRNHRRCO
-21221212
221-
2121-
21
-21212
+++
+++
++
+
++
+
Reaccin de formacin del cido carbmico
Esta reaccin forma un cido carbmico sustituido y es llamada reaccin de
formacin de carbamato. Esta reaccin ocurre solamente entre aminas primarias y
secundarias (Street, 1995).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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Sin embargo, la absorcin selectiva de H2S en alcanolaminas es ms rpida que
la de CO2. Este fenmeno es ms pronunciado con aminas secundarias y terciarias quecon las aminas primarias. Dependiendo de la composicin del gas, eleccin de la amina
y diseo del absorbedor, la co-absorcin del CO2 se limitar a un 10-40% del CO2
contenido en el gas de alimentacin al absorbedor (Kohl y Nielsen, 1997).
En la etapa de regeneracin de la amina se emplea energa en forma de calor
para invertir la reaccin de la sal y formar las bases y cidos originales. El uso de una
cantidad significativa de energa para la regeneracin de la amina es una desventajadel proceso. Esta familia de procesos tiene en comn una hidrogenacin inicial y unidad
de hidrlisis para convertir todos los compuestos de azufre a H2S. Con estos procesos
se alcanzan las mayores conversiones al equilibrio (99.9% peso) (Kohl y Nielsen, 1997).
En el esquema siguiente, se observan las principales tecnologas de tratamiento
de gas de cola disponibles comercialmente para procesos de remocin de azufre en
refineras (Castro G. et al., 2001, Higman y Van der Burgt, 2008, Kohl y Nielsen, 1997).
1) Oxidacin selectiva o directa:
a) Superclausb) Euroclausc) BSR/ Selectoxd) MODOP
2) Subpunto de Roco
a) Sulfreen
b) CBAc) MCRCd) CLINSULF- SDP
3) Recirculacin de H2S
a) SCOTb) Sulftenc) Resulfd) EXXON FLEXORB SE PLUS
TGTU
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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1.2.2 OPERACIONES PARA INCREMENTAR LA RECUPERACIN DE AZUFRE
Existen tambin otras operaciones que se emplean con los procesos
mencionados anteriormente, para evitar prdidas en la recuperacin de azufre. Estas
operaciones son: Hidrogenacin de SO2 a H2S, hidrlisis de COS y CS2 a H2S y
remocin de agua.
Sin embargo, si lo que se quiere es manejar corrientes con bajo contenido de
H2S o incrementar la capacidad de la planta, la opcin ms conveniente es el
enriquecimiento con oxgeno.
A continuacin se explican los fundamentos de estas operaciones.
A) ENRIQUECIMIENTO CON OXGENO
La mxima capacidad de produccin de azufre de una SRU se limita a la mxima
presin permitida a la entrada.
El enriquecimiento con oxgeno tiene como propsito reducir el flujo de gases del
proceso mediante la reduccin de la cantidad de nitrgeno entrante con el aire de
combustin. Esta reduccin en la velocidad de flujo del proceso permite un incremento
en la velocidad de alimentacin de gas cido en la SRU y por lo tanto aumentar la
produccin de azufre (Sassi y Gupta, 2008).
Las tecnologas comerciales actuales ofrecen tres niveles de enriquecimiento conoxgeno y tambin representan tres niveles de capacidad adicional o de expansin de la
planta, modificacin de equipos e inversiones de capital. Los niveles son los siguientes:
A nivel bajo
A nivel medio
A nivel alto
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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B) HIDROGENACIN DE SO2A H2S
Mediante reacciones de hidrogenacin se busca convertir principalmente SO2a
H2S, para que en una etapa posterior de oxidacin cataltica selectiva, o amina selectiva
se produzca azufre y se recircule H2S a la planta Claus (Rameshni y Street, 2001).
Para una etapa de hidrogenacin se emplea un catalizador tpico de HDS que
consiste generalmente de un soporte de Al2O3 impregnado con xidos de Co/Mo o
Ni/Mo. Las reacciones que se presentan requieren H2 y las temperaturas de reaccinvaran de 260-427C (533.15-700.15 K) (Ministerio del Medio Ambiente, 2004).
En esta etapa toman lugar las siguientes reacciones:
SHHS
SHCOHCOS
SHCHCS
COSCOSO
OHSHSO
OHSHHSO
22
22
222
282
2822
2222
222
22
2812
28
12
23
+
++
++
++
++
++
C) HIDRLISIS DE COS Y CS2A H2S
Mediante hidrlisis se busca convertir COS y CS2principalmente a H2S, aunque
tambin se puede convertir CO, ya que en muchos casos estos compuestos no pueden
convertirse en los tratamientos posteriores. Se utiliza un catalizador de TiO2. Este
catalizador se mantiene activo a temperaturas de 220-230 C (493.15-503.15 K).
Las reacciones se llevan a cabo en presencia de vapor de agua (Borsboom et al.,
2003, Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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Se efectan las siguientes reacciones:
222
222
2222 22
COHOHCO
SHCOOHCOS
SHCOOHCS
++
++
++
Para recuperar la mayor cantidad de COS y CS2,la primera cama cataltica opera
a una temperatura alrededor de 340 C (613.15 K) con un mnimo y mximo permitido
de 315 y 360 C (588.15- 633.15 K) respectivamente (CETAC-WEST, 2008).
D) REMOCIN DE AGUA
Se emplea generalmente antes del proceso de oxidacin directa, ya que la
disminucin de H2O favorece una mayor produccin de azufre. De acuerdo al principio
de Le Chatelier, eliminar el agua en la etapa cataltica (uno de los productos de
reaccin), cambia el equilibrio hacia una mayor conversin (Kettner, Liermann y Lubcke,1985, Sassi y Gupta, 2008).
Los productos de la reaccin Claus (S y H2O) tambin pueden reaccionar y se
puede presentar la reaccin reversible siguiente que reduce la conversin total de
azufre (Kohl):
SOHSOSH 322 222 ++
Por lo tanto, las conversiones pueden incrementarse por remocin de agua. La
deshidratacin requiere aadir ms equipos al proceso, pero disminuye el tamao de
los equipos situados despus de la remocin de agua, ya que el volumen de la corriente
disminuye aproximadamente en un 25%. Por otra parte, se necesita menos energa
para el calentamiento que en el caso de las corrientes de salida de gases que contienen
agua (Kettner, Liermann y Lubcke, 1985, Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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El contenido de agua en la corriente de gas se debe reducir a menos de 10%
volumen, de preferencia de 4 a 6% volumen. El agua tratada puede utilizarse comoagua de enfriamiento o como agua de alimentacin a calderas (Kettner, Liermann y
Lubcke, 1985).
1.2.3 SELECCIN DE TGTU
La seleccin de una TGTU, representa una tarea compleja, que comprende el
estudio cuidadoso de diversos factores, entre los que se encuentran: La composicin
del gas, la presin y la temperatura del gas cido a procesar, las especificaciones delgas producto y requisitos del proceso (Street, 1995).
Los factores a considerar, se clasifican principalmente en factores tecnolgicos y
factores econmicos. Entre los factores tecnolgicos, se pueden mencionar (Aguilar
Rodrguez, 2008):
Factores tecnolgicos
1. Impacto al ambiente
- Catalizador empleado
- Efluentes de la planta
- Impacto de emisiones
2. Seguridad- Manejo y disposicin de catalizadores
- Sistema de control ante fugas
3. Confiabilidad de operaciones
- Diseo de horno
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CAPTULO 1. ANTECEDENTES
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- Nivel de recuperacin de azufre
- Tolerancia a contaminantes en gases cidos a procesar
4. Experiencia del licenciador
- Experiencia en plantas de recuperacin de azufre (Operacin, ingeniera yconstruccin)
Entre los factores econmicos, se encuentran (Aguilar Rodrguez, 2008):
Factores econmicos
1. Costos de inversin
- Capital de inversin
2. Costos de operacin
- Nmero de equipos (puntos de control)3. Costo social por emisiones
Estos costos son agregados, el nico que se resta es el valor de venta del azufre,
que representa una porcin mnima (Aguilar Rodrguez, 2008).
En 2000, Kellogg Brown & Root, USA y GTI E&P Services realizaron un anlisis,
en el que compararon 14 TGTU. En este trabajo se concluy que los mejores procesos
para obtener 99% de recuperacin de azufre son el CBA, MCRC, SULFREEN y
SUPERCLAUS, los tres primeros son procesos de subpunto de roco y el ltimo de
oxidacin directa. Para ms de 99.8% de recuperacin, el proceso SCOT de
recirculacin de H2S, fue el ms factible. Lo anterior despus de haber estudiado
cuatro casos con diferentes composiciones de alimentacin y capacidad (Strickland,
Quinlan y Velasquez, 2000).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
En este captulo se describe el panorama
actual de recuperacin de azufre en el SNR, as
como los principales procesos de recuperacin
de azufre disponibles comercialmente.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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2.1 RECUPERACIN DE AZUFRE EN EL SNR
El SNR de Mxico cuenta con seis refineras en el pas, ubicadas en Cadereyta,
Nuevo Len; Ciudad Madero, Tamaulipas; Salamanca, Guanajuato; Tula, Hidalgo;
Minatitln, Veracruz y Salina Cruz, Oaxaca. Estas refineras procesan crudos como el
Maya de 22 API y 3.3% de azufre, Istmo de 33.6 API y 1.3% de azufre y Olmeca de
39.3API y 0.8% de azufre.
La mezcla que se procesa est compuesta de manera global por:
Crudo ligero (Istmo).. 65.7%
Crudo pesado (Maya)27.7%
Otros crudos (reconstituidos7)... 5.7%
Crudo Superligero (Olmeca). 0.9%
100.00%
En el SNR de Mxico se cuenta tambin con unidades de recuperacin de azufre
(SRU) y unidades de tratamiento de gas de cola (TGTU) como se puede observar en la
Tabla 2.1. La unidad de recuperacin de azufre (SRU) es la unidad en la que se elimina
el gas cido mediante su transformacin a azufre elemental y la Unidad de Tratamiento
de Gas de Cola (TGTU) es un proceso posterior que tiene como objetivo eliminar la
mayor cantidad de remanentes de azufre que pudiera contener la corriente de salida de
la SRU (gas de cola) y que posteriormente se libera a la atmsfera (Buchanan et al.,1996).
7El crudo reconstituido es una mezcla de crudos Istmo, Maya, Olmeca y crudos locales.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
22
Tabla 2.1. Capacidad de procesamiento de las unidades SRU y TGTU en el SNR
Refinera Ubicacin Capacidad deprocesamiento
(MBD)
Unidades deRecuperacin
de azufre (SRU)
TGTU (SCOT)
Ing. Hctor R.Lara Sosa
Cadereyta,Nuevo Len
207 5 3
Francisco I.Madero
Cd. Madero,Tamaulipas
149 1 2
Ing. AntonioM. Amor
Salamanca,Guanajuato
196 2 1
Miguel Hidalgo Tula, Hidalgo 273 4 3
Gral. LzaroCrdenas
Minatitln,Veracruz
169 1 0
Ing. AntonioDoval Jaime
Salina Cruz,Oaxaca
290 3 0
Estos procesos facilitan a las refineras del SNR alcanzar los porcentajes de
recuperacin de azufre exigidos. No obstante, el objetivo es hacer frente a lasexigencias actuales y estar preparados para el futuro; tenemos una responsabilidad a
nivel mundial de enfrentar estos cambios y reducir la contaminacin en todas sus
formas, en este caso la contaminacin atmosfrica.
El sector de refinacin en nuestro pas est interesado en formar un equipo de
especialistas en plantas de recuperacin de azufre, ya que por experiencia previa, se
sabe que es mejor tener un grupo de especialistas capacitados para hacer frente a los
problemas comunes que puedan surgir en estas plantas. Es por ello que han estudiado
las ventajas de instalar el mismo tipo de planta para recuperacin de azufre en todas las
refineras del pas, buscando adaptarlas a las condiciones especficas de cada lugar.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
23
2.2 TECNOLOGAS COMERCIALES DE LOS PROCESOS DE OXIDACIN
SELECTIVA (SOP)
Estos procesos utilizan tres o cuatro reactores Claus, sustituyendo el catalizador
en el ltimo por un catalizador de oxidacin selectiva.
2.2.1PROCESO SUPERCLAUS
El proceso Superclaus fue desarrollado en los Pases Bajos (Holanda) demanera conjunta por Comprimo B.V, VEG-Gasinstitute y la Universidad de Utrecht (Kohl
y Nielsen, 1997).
Superclaus es una marca registrada de Jacobs Nederland B.V., la cual es una
empresa dedicada a proporcionar una amplia variedad de servicios tcnicos
profesionales y de construccin a industrias alrededor del mundo. Este proceso se
introdujo por primera vez en enero de 1988 (Borsboom et al., 2003).
DESCRIPCIN DEL PROCESO
Superclaus es un proceso continuo de oxidacin cataltica selectiva o directa que
comprende dos secciones bsicas:
1. Un proceso Claus convencional con dos o tres reactores catalticos.
2. Un reactor de oxidacin cataltica selectiva para convertir H2S a azufre elemental
empleando un catalizador basado en almina o slica con xidos de Fe como faseactiva (Borsboom et al., 2003).
Un parmetro fundamental de este proceso es el control de la relacin de H 2S/
SO2 en un valor mayor que 2 en la primera seccin del proceso, para favorecer la
presencia de H2S en el reactor de oxidacin cataltica selectiva. Lo anterior es porque
en este reactor solo se convierte H2S (Borsboom y Lagas, 1999).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
24
El catalizador empleado se puede clasificar en cuatro generaciones que se
observan en la Tabla 2.2 (Borsboom et al., 2003):
Tabla 2.2. Catalizadores de oxidacin selectiva
Generacin Ao8 Tipo de
material de
soporte
Componente
activo
Produccin
de azufre (%
peso)
Temperatura
de entrada de
reactor ( C)
1 1984/198632OAl Fe2O3/Cr2O3 80-85 240
2 1988/1990 SiO2 Fe2O3 85-90 2103 1990/1992 SiO2 y Na2O Fe2O3 85-90 210
4 1994/2002 SiO2 Fe2O3/Zn 90-95 210
Este catalizador ofrece grandes ventajas entre las que destacan (Kohl y Nielsen, 1997):
1. No es sensible al H2O.
2. Tiene larga vida til3. Destruye NH3.
Se lleva a cabo la reaccin de oxidacin cataltica selectiva o directa a una
temperatura aproximada de 250-300 C (523.15- 573.15 K). La presencia de SO2, COS,
CS2 u otros compuestos constituyen prdidas en la recuperacin, ya que no se
convierten en la etapa cataltica. Si es necesario un catalizador basado en TiO2puede
emplearse en el primer reactor para hidrolizar los compuestos de carbono (Borsboom et
al., 2003).
Las conversiones obtenidas se observan en la Tabla 2.3 (Kolniak, 2000):
8Aos de desarrollo en el laboratorio y de produccin comercial.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
25
Tabla 2.3. Conversiones ideales obtenidas con el Proceso Superclaus9
Proceso Conversin obtenida (ideal) % peso
2 Etapas Claus + Superclaus 98.9-99.4%
3 EtapasClaus + Superclaus 99.3-99.6%
En relacin a costos se observan ventajas como (Kohl y Nielsen, 1997):
Bajos costos de operacin y mantenimiento.
No se requieren solventes especialesEl consumo de energa es bajo
Sin embargo, el proceso presenta una desventaja importante, ya que el
catalizador empleado es costoso (Wozny y Kilian, 2003).
El diagrama del proceso Superclaus se observa en la Figura 2.1.
9No se toma en cuenta las prdidas por COS, CS2, SO2u otros compuestos.
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Fosa de almacenamiento de azufre
Vapor dealta presin
Re
Al
coAl sistemade vapor
Agua de caldera
Azufrea la fosa
CondensadorNo. 3
ConvertidorNo. 2
Al sistema de
condensados
RecalentadorNo. 2Vapor de
alta presin
CondensadorNo. 2
CondensadorNo. 1
Agua de caldera
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
ConvertidorNo. 1
RecalentadorNo. 1
PROCESO CLAUS BSICO
Al sistema de
condensados
Vapor dealta presin
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
Agua de caldera
Enfriador dereaccin (calderade recuperacin )
Al sistema devapor
Tambor devapor
Agua decaldera
Soplador de airepara la combustin
Reactortrmico(horno dereaccin )Quemador
Alimentacin de gascido del separadorde aguas sulfurosas
Alimentacin degas cido
amnico (AAG )
Tamborextractor
AAG
Q
Figura 2.1. Proceso SUPERCLAUS (Borsboom et al., 2003).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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2.2.2 PROCESO EUROCLAUS
DESCRIPCIN DEL PROCESO
El proceso Euroclaus es una mejora del proceso Superclaus. Incluye un reactor
de hidrogenacin que contiene catalizador de cobalto/molibdeno entre el ltimo reactor
Claus y el reactor de oxidacin selectiva, para convertir SO2a H2S antes de pasar por el
reactor de oxidacin directa (Mcintyre y Lyddon, 1997).
El control de la relacin de H2S/SO2en la etapa Claus ya no es tan rgido debido
a la presencia del catalizador para hidrogenacin. El catalizador es el que se emplea
comnmente en HDS y se aade en la parte inferior del ltimo reactor Claus (Ministerio
del Medio Ambiente, 2004).
Si se presentan altos niveles de CO como de 1% volumen, se puede producir
COS a partir de CO y azufre vapor como se muestra en la siguiente reaccin.COSSCO +
Por medio de una capa adicional de catalizador para hidrolizacin, que es activo
a temperaturas de 220 a 230 C (493.15- 503.15 K), se puede convertir COS y tambin
SO2, de acuerdo a las reacciones (Borsboom et al., 2003):
82
222
8
3222 SCOSOCOS
SHCOOHCOS
++
++
Las conversiones alcanzadas con el Proceso Euroclaus se pueden ver en la Tabla 2.4:
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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Tabla 2.4. Conversiones ideales obtenidas con el Proceso Euroclaus
Proceso Conversin obtenida (ideal) % peso
Claus 1 Etapa + Euroclaus + Superclaus 99.3%
Claus 2 Etapas + Euroclaus + Superclaus 99.7%
La ventaja principal que se observa en este proceso es:
Se obtiene conversiones mayores al disminuir las prdidas por SO2.
Las desventajas observadas son:Mayor requerimiento de catalizador.
El catalizador empleado es caro.
El diagrama del proceso Euroclaus es el mismo que para el proceso Superclaus,
pero con la modificacin de que en el convertidor Claus No.2 se aade el catalizador
para hidrogenacin.
2.2.3 PROCESO BSR/ SELECTOX
Este proceso fue desarrollado por Union Oil Company de California (ahora
Unocal Corporation) y la compaa Ralph M. Parson (ahora Parson Corporation),
utilizando un catalizador propio, el catalizador Selectox 33 (Kohl y Nielsen, 1997).
En 1995 UOP adquiere las licencias de los procesos de Unocal. ActualmenteUOP comparte la licencia de este proceso con Worley, una empresa australiana
dedicada a consultora e ingeniera que en 2004 adquiere Parson E&C y fusiona sus
operaciones comenzando a trabajar como WorleyParson.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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DESCRIPCIN DEL PROCESO
BSR/ Selectox consiste en una etapa Claus convencional seguida por el proceso
BSR de hidrogenacin, ms etapas de enfriamiento (condensacin y columna de
enfriamiento) para posteriormente entrar al reactor Selectox de oxidacin cataltica
selectiva. Cuando se requiere el gas puede procesarse en una etapa Claus final.
Debido a que el proceso incluye una etapa de hidrogenacin, no es tan rgido el control
de la relacin de H2S/SO2 en un valor igual a dos como en otros procesos (Kohl y
Nielsen, 1997).
El catalizador empleado en el reactor de hidrogenacin es un catalizador
convencional como el usado en HDS. El empleado para la oxidacin cataltica selectiva
es un catalizador propio de la compaa llamado Selectox 3310. Este catalizador es
activo, selectivo y estable para la oxidacin de H2S a azufre (Kohl y Nielsen, 1997).
La conversin ideal reportada que se alcanza con este proceso se muestra en la
Tabla 2.5 (Kohl y Nielsen, 1997):
Tabla 2.5. Conversiones ideales obtenidas con el Proceso BSR/ Selectox
Proceso Conversin obtenida (ideal) % peso
2 Etapa Claus + BSR Hidrogenacin +
Remocin de agua + Reactor Selectox
99.5%
Las ventajas que se observan son:Se alcanza una alta conversin al incluir en el proceso hidrogenacin y remocin
de agua y la remocin de agua disminuye la corriente de salida.
La principal desventaja del proceso es
Demasiado equipo adicional.
En la Figura 2.2 se muestra el esquema del proceso BSR/ Selectox.
10Selectox 33. Marca registrada.
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Fosa de almacenamiento de azufre
Al sistemade vapor
Agua de caldera
Azufrea la fosa
CondensadorNo. 3
ConvertidorNo. 2
Al sistema decondensados
RecalentadorNo. 2Vapor de
alta presin
CondensadorNo. 2
CondensadorNo. 1
Agua de caldera
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
ConvertidorNo. 1
RecalentadorNo. 1
PROCESO CLAUS BSICO
Al sistema decondensados
Vapor dealta presin
Azufrea la fosa
Al sistemade vapor
Agua de caldera
Enfriador dereaccin (calderade recuperacin )
Al sistema devapor
Tambor devapor
Agua decaldera
Soplador de airepara la combustin
Reactortrmico(horno dereaccin )Quemador
Alimentacin de gascido del separadorde aguas sulfurosas
Alimentacin degas cido
amnico (AAG )
Tamborextractor
AAG
Reductorde gas
Reactor dehidrogenacin
CondensadNo. 3
Al sistemde vapo
Azufra la fo
Agua de caldera
Figura 2.2. Proceso BSR/ Selectox (Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
32
Entre las ventajas de este proceso encontramos:
Se alcanzan altas recuperaciones, alrededor de 99.6% peso.
Por la remocin de H2O, el volumen de gas se reduce aproximadamente un 25%,
que disminuye los costos de inversin, ya que las tuberas y equipos posteriores
pueden ser de dimensiones menores. Tambin se necesita menos energa para
calentamiento intermedio.
El catalizador empleado de TiO2presenta algunas ventajas sobre el catalizadorde Al2O3.
Las desventajas de este proceso son:
Demasiado equipo (requiere ms puntos de control)
Se emplea mayor cantidad de catalizador en comparacin a otros SOP.
En la Figura 2.3 se muestra el diagrama del proceso MODOP.
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ReactorCaldera de
recuperacin
QuemadorReactorAireGasCondensador
Quemador ReactorAireGas Condensador Quemador
AireGas
AireGas Quemador
VaporTorre de
enfriamiento Agotaagua
Agua
Agua
Gas de colaClaus
HidrogenacinDes
Oxidacin Directa Incineracin
I.C
Aire
Azufre
AireAzufre
I.C Aire
Figura 2.3. Proceso MODOP (Kohl y Nielsen, 1997)
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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2.3 TECNOLOGAS COMERCIALES DE LOS PROCESOS DE SUBPUNTO DEROCO (SDP)
La operacin en subpunto de roco permite obtener conversiones mayores al
equilibrio, las que se ven favorecidas con las bajas temperaturas. Sin embargo, en una
operacin Claus convencional no se opera con esas temperaturas, para evitar la
desactivacin del catalizador de almina al depositarse azufre lquido en los centros
activos de la cama cataltica.
Como la reaccin Claus ocurre en fase gas, el azufre lquido no inhibe la
reaccin como el azufre vapor, si no que remover uno de los productos de reaccin
resulta en un cambio favorable en el equilibrio de reaccin y altas conversiones de
azufre (Sassi y Gupta, 2008).
Un parmetro fundamental que es distintivo de todos los procesos de subpunto
de roco es el mantenimiento de la relacin estequiomtrica de 2 mol de H2S a 1 mol deSO2.
A continuacin, se mencionan los principales procesos comerciales de remocin
que operan debajo del punto de roco del azufre.
2.3.1 PROCESO SULFREEN
En 1968 SNPA Sulfreen process desarroll el proceso Sulfreen para tratamiento
de gas de cola. El proceso Sulfreen convierte H2S y SO2contenido en el gas de cola a
azufre a bajas temperaturas 127-149 C (400- 422 K) al favorecer el equilibrio de la
clsica reaccin Claus (McKetta y Cunningham, 1982).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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DESCRIPCIN DEL PROCESO
Es un proceso cclico que comprende el manejo de tres reactores de forma que
uno est en ciclo de calentamiento, desorcin o regeneracin, otro en ciclo de
enfriamiento y otro en adsorcin (McKetta y Cunningham, 1982).
Se emplea un catalizador slido similar al de almina empleado en el proceso
Claus, llamado catalizador AM. Este catalizador remueve oxgeno y es un catalizadorefectivo para la reaccin Claus (Kohl y Nielsen, 1997).
Las conversiones que se alcanzan con este proceso son de 98- 99% peso
(McKetta y Cunningham, 1982).
La principal ventaja de este proceso radica en que es posible obtener mayores
conversiones que con el proceso Claus. Mejoras adicionales pueden incorporarse para
alcanzar mayores recuperaciones por ejemplo: adicionar una hidrlisis corriente arriba
Hidrosulfreen (99.5-99.7%) o una oxidacin directa corriente abajo (Carbosulfreen
>99.8%) (Higman y Van der Burgt, 2008).
En la figura 2.4 se presenta el diagrama del proceso Sulfreen.
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Reactor Reactor Reactor
Condensador Soplador
Aire
Alimentacin de
gas de cola
Azufre
Azufre Azufre Azufre
Figura 2.4. Proceso Sulfreen (Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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2.3.2 PROCESO AMOCO COLD BED ADSORPTION (CBA)
AMOCO Canada Petroleum Company desarroll en la dcada de 1970 y
actualmente licencia uno de los procesos Claus de subpunto de roco ms usados.
DESCRIPCIN DEL PROCESO
Es un proceso cclico similar en principio al proceso Sulfreen. Emplea de dos a
cuatro convertidores catalticos totales dependiendo de la recuperacin de azufre
deseada (Kohl y Nielsen, 1997).
El catalizador empleado es almina, la misma que la usada en convertidores
Claus. La configuracin de cuatro convertidores alcanza recuperaciones de azufre de
99-99.2% peso y la de tres convertidores alcanza 98.5-99% peso en promedio en el
ciclo completo (Kohl y Nielsen, 1997).
La principal ventaja de este proceso es que se alcanzan recuperaciones altas alcambiar el equilibrio de la reaccin hacia una mayor conversin. Tambin la
recuperacin de azufre de los procesos CBA puede incrementarse cuando se utiliza
junto con Amocos ULTRA (Ultra Low Temperature Reaction and Adsorption) o el
proceso ELSE (Extremely Low Sulfur Emissions) (Kohl y Nielsen, 1997).
Las desventajas que presenta son debidas a los problemas de operacin y
mantenimiento que se presentan con las vlvulas de conmutacin (Sassi y Gupta, 2008).
Se recomienda hidrolizar COS y CS2 en el primer reactor para no tener prdidas
en la recuperacin, con un cambio de catalizador para hidrlisis (Kunkel et al., 1977).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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Los diagramas del proceso CBA, durante los periodos de regeneracin y
enfriamiento se muestran en las Figuras 2.5 y 2.6.
Reactor Claus
No. 1
Reactor ClausNo. 2
Reactor CBANo. 1
Reactor CBANo. 2
Efluente de caldera derecuperacin de calor
Gas a incineradortrmico
Azufre
CondensadorNo.2
RecalentadorNo. 2
Condensador
No.3 Azufre
Azufre
REGENERACIN ADSORCIN
CondensadorNo.4
Figura 2.5. Proceso AMOCO-CBA, Regeneracin (Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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Reactor ClausNo. 1
Reactor ClausNo. 2
Reactor CBANo. 1
Reactor CBANo. 2
Efluente de caldera de
recuperacin de calor
Gas a incineradortrmico
Azufre
CondensadorNo.2
RecalentadorNo.2
CondensadorNo.3
Azufre
Azufre
ENFRIAMIENTO ADSORCIN
CondensadorNo.4
Figura 2.6. Proceso AMOCO-CBA, Enfriamiento (Kohl y Nielsen, 1997).
2.3.3 PROCESO MAXIMUM CLAUS RECOVERY CONCEPT (MCRC)
El proceso MCRC est licenciado por Delta Projects Inc., de Calgary, (M/s Delta-
hudson Engg. Ltd.) Canad y es muy similar al proceso AMOCO CBA (Kohl y Nielsen,
1997).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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DESCRIPCIN DEL PROCESO
Consiste generalmente de tres convertidores, sin embargo existe la configuracin
de cuatro convertidores. Estos convertidores alternan su operacin automticamente
entre reaccin/adsorcin y regeneracin (Kohl y Nielsen, 1997).
Este proceso siempre tiene dos convertidores en adsorcin despus del o los
convertidores Claus. Las caractersticas distintivas de este proceso son, que cada
convertidor tiene su propio condensador y que los convertidores cambian directamentela forma de operacin de regeneracin a adsorcin, sin una etapa intermedia de
enfriamiento.
El catalizador es almina, como la que se emplea en los reactores Claus. El
proceso MCRC de tres convertidores recupera alrededor de 99.3% de azufre y el
proceso con cuatro convertidores arriba de 99.5% (Kohl y Nielsen, 1997).
La ventaja ms significativa de este proceso es que requiere menor cambio de
vlvulas y menor rea de proceso y tuberas, lo que reduce costos y puntos de control.
La desventaja principal es que emplea una etapa intermedia de enfriamiento, que
puede resultar en un ligero descenso en la recuperacin de azufre despus del cambio
de la cama para una operacin con tres convertidores (Kohl y Nielsen, 1997).
En la Figura 2.7 se muestra el diagrama del proceso MCRC.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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DESCRIPCIN DEL PROCESO
En este proceso dos reactores catalticos Claus se reemplazan por dos reactores
con termoplatos para transferencia de calor interna. El reactor de termoplato es el
corazn del proceso Cilnsulf.
Cada reactor de termoplato se compone de dos secciones definidas. Una
seccin adiabtica en la parte superior del reactor y una seccin isotrmica que
comprende la parte inferior del mismo. La seccin adiabtica no cuenta con
intercambiadores de calor de termoplato y en la seccin isotrmica se coloca el
intercambiador de calor de termoplato para disminuir la temperatura mediante el
sistema de enfriamiento.
En este proceso un reactor opera a baja temperatura, para favorecer la absorcin
de compuestos de azufre y un reactor opera a mayores temperaturas para desorber el
azufre en la cama cataltica. El proceso es cclico y el proceso dura aproximadamente24 horas.
El sistema general de control consiste en dos vlvulas de conmutacin de cuatro
caminos y una vlvula de control secuencial.
En este proceso se emplean dos tipos de catalizadores en cada reactor:
1.- Basados en TiO2 para hidrolizar los compuestos de carbono en la seccin adiabtica.2.- Basados en almina para absorber el azufre en la seccin isotrmica.
Las conversiones que se alcanzan son de 99.4- 99.8% peso.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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Las principales ventajas del son:
Debidas a los reactores de termoplato.
- Las temperaturas pueden ajustarse y mantenerse constantes por medio de
fuentes de calor externo.
Debidas al proceso en general:
- Es un proceso fcil de operar, barato en mantenimiento y econmico en capital yoperacin.
- Compacto (10 equipos) lo que genera menos puntos de control y mayor
confiabilidad, al igual que no se requiere rea adicional para modificar las
azufreras existentes.
En la Figura 2.8 se muestra el diagrama del proceso Clinsulf- SDP.
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Aire
Gas cidoamoniacal
Gas cidoamnico
Caldera de
recuperacin decalor
ReactorNo.1
R
Condensadorde azufre
A-1 A-2B-1 B-2
Azufre
C -1 C -2V.P.M V.P.M
Figura 2.8. Proceso Clinsulf- SDP.
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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2.4 TECNOLOGAS COMERCIALES DE LOS PROCESOS DE REDUCCIN DEDIXIDO DE AZUFRE Y RECIRCULACIN DE H2S
Los procesos de recirculacin de H2S son ms costosos que los mtodos de
competencia como subpunto de roco u oxidacin directa. Por lo tanto, estos mtodos
se usan solo en algunos casos, donde las leyes y reglamentos ambientales son
sumamente estrictos y se requieren tasas de recuperacin de azufre que hasta ahora
solo se consiguen con este mtodo (Heisel, Marold y Gwinner, 1997).
2.4.1 PROCESO SCOT
El proceso SCOT, fue desarrollado por Shell International Petroleum
Maatschappij, The Hague, The Netherlands y es similar al proceso Beavon/MDEA (Kohl
y Nielsen, 1997).
DESCRIPCIN DEL PROCESO
Se basa en la conversin cataltica de compuestos de azufre contenidos en el
gas de cola a H2S que se absorbe selectivamente en una solucin de alcaloamina, con
solo absorcin parcial CO2. El gas cido se separa de la solucin de amina y se recicla
a la unidad Claus (Kohl y Nielsen, 1997).
Las etapas del proceso son:
Calentamiento de gas en lnea. Se efecta para reducir el suministro de gasrequerido en la siguiente etapa cataltica.
Reactor de hidrogenacin. Reduce los compuestos de azufre a H2S.
Enfriamiento. Se realiza mediante una caldera de calor residual y una torre de
enfriamiento.
Absorbedor de aminas. Todo el H2S se remueve y se absorbe parcialmente CO2
(Kohl y Nielsen, 1997).
8/10/2019 Anlisis y Seleccin de La Mejor Tecnologa Del Proceso de Recuperacion de Azufre Para Gases de Cola en Refineri
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
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El catalizador empleado en el reactor de hidrogenacin es Co/Mo o Ni/Mo.
Las conversiones que se alcanzan con este proceso son muy altas alrededor de
99.99% peso.
Las ventajas de este proceso son:
No es sensible a las complicaciones en la unidad Claus como variaciones en la
relacin de H2S/SO2en la planta Claus y fluctuaciones en el volumen de gas de
alimentacin. Ausencia de efluentes lquidos que pueden causar problemas de corrosin.
Proceso continuo y fiable que alcanza altas recuperaciones de azufre que hacen
innecesaria la incineracin del gas de venteo, con lo que se ahorra
significativamente gas combustible.
Las desventajas de este proceso son:
Inversin alta, altos costos de operacin.
Volumen grande de agua cida que debe ser tratada.
Alto consumo de energa y mayores emisiones de CO2.
Se debe evitar un aumento desmedido de SO2, ya que degrada severamente la
amina y corroe las torres de enfriamiento (Kohl y Nielsen, 1997).
Sin embargo, los costos globales son ms bajos si un regenerador de aminas
comn se utiliza para HDS y unidades SCOT o para una instalacin Claus/SCOT,
donde un tercio de la cama de catalizador Claus se puede omitir a expensas de una
unidad SCOT ligeramente ms grande (Kohl y Nielsen, 1997).
En la Figura 2.9 se muestra el diagrama del proceso SCOT.
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Condensado aagotador de
agua amarga
Quemadoren lnea
Gasde cola
Gascombustible
Aire Reactor
V.B.P
Evaporador
Torre deenfriamiento
Enfriador
Absorbedor
Enfriador
R
En
I.C
Figura 2.9. Proceso SCOT (Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 2. MARCO TERICO
50
2.4.4 PROCESO EXXON FLEXSORB SE PLUS
DESCRIPCIN DEL PROCESO
Este proceso, a diferencia de los otros procesos basados en aminas, emplea
aminas estricamente obstaculizadas en lugar que la comn MDEA. Estas aminas son
ms selectivas que la MDEA, adems absoben menos CO2lo que favorece una menor
recirculacin de CO2a la planta Claus (Kohl y Nielsen, 1997).
Adems empleando estas aminas se requiere un menor volumen de circulacin
de disolvente para un nivel dado de remocin de H2S en comparacin a las unidades a
base de MDEA y por tanto tiene un menor consumo de servicios. Sin embargo, estas
ventajas se compensan con un costo mayor.
La recuperacin de este proceso es del 99.99% que muchas veces elimina la
necesidad de incineracin de gas, resultando en un ahorro significante de gas
combustible (Kohl y Nielsen, 1997).
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CAPTULO 3. ANLISIS DETECNOLOGAS DE
RECUPERACIN DE AZUFREPARA GASES DE COLA (TGTU)
En este captulo se muestran los diagramas de la
configuracin actual de recuperacin de azufre en
el SNR, con base en datos de diseo; se estructura
la propuesta de TGTU y se detallan las modificacionesrealizadas en la refinera Ing. Antonio Doval Jaime de
Salina Cruz, Oaxaca para aumentar la recuperacin de
azufre.
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CAPTULO 3. ANLISIS DE TECNOLOGAS DE RECUPERACIN DE AZUFRE PARA GASES DECOLA (TGTU)
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CAPTULO 3. ANLISIS DE TECNOLOGAS DE RECUPERACIN DE AZUFREPARA GASES DE COLA (TGTU)
En el Captulo 2, se presentaron los conceptos esenciales en los que se basan
las principales tecnologas de recuperacin de azufre disponibles comercialmente. En
este captulo, se presenta un cuadro comparativo (Tabla 3.1), haciendo nfasis en los
atributos tecnolgicos a considerar para la seleccin de tecnologas.
Posteriormente, se describir el panorama actual de recuperacin de azufre en el
sistema PEMEX Refinacin.
Cabe sealar que el nmero de corrientes de alimentacin y salida en las plantas
Claus en las Figuras 3.3 a 3.15 (recuperacin actual en el SNR) estn representadas de
acuerdo al nmero de trenes que se manejan en cada planta. Por cada tren de
procesamiento se tiene una planta Claus, que incluye un horno de reaccin y
posteriores convertidores catalticos.
Las recuperaciones de azufre marcadas en las Figuras 3.3 a 3.15, dependen de
las etapas catalticas en cada SRU. Las unidades con dos etapas catalticas pueden
alcanzar una recuperacin de 94.5% peso y las de tres etapas catalticas una
recuperacin de 96.5% peso como se seal anteriormente. Sin embargo, solo se logr
obtener informacin correspondiente a las etapas catalticas existentes en la refinera
Ing. Antonio Doval Jaime de Salina Cruz, Oaxaca y de la refinera Ing. Hctor R. Lara
Sosa ubicada en Cadereyta, Nuevo Len; por lo que en las otras refineras se seala un
promedio entre estas dos recuperaciones (95.5% peso). Hay que indicar que estas
recuperaciones estn basadas en los datos de diseo de las plantas.
Todas las TGTU con que cuenta el SNR son del tipo SCOT de recirculacin de
gas cido a la planta Claus. En estas plantas se emplea una solucin de amina terciaria
MDEA. La informacin siguiente tambin proporciona el nmero de TGTU presentes en
cada refinera.
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CAPTULO 3. ANLISIS DE TECNOLOGAS DE RECUPERACIN DE AZUFR
Tabla 3.1 Cuadro comparativo de TGTU
TECNOLOGA FACTORES TECNO