MX2015002912A - Proceso para la separcion de gases acidos de una corriente de fluido que comprende agua. - Google Patents

Abstract

Se describe un proceso para separar gases ácidos de una corriente de fluido que comprende agua, en el que a) la corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto en una zona de absorción con un absorbente que comprende al menos una amina, en donde se obtiene una corriente de fluido desacidificada y un absorbente cargado con gas ácido, b) la corriente de fluido desacidificada se pone en contacto en una zona de lavado con un líquido de lavado acuoso, a fin de transferir amina arrastrada al menos en parte al líquido de lavado, en donde se obtienen una corriente de fluido desacidificada, desaminada y un líquido de lavado cargado con amina, c) la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría corriente abajo de la zona de lavado, en donde un condensado superior absorbente se condensa de la corriente de fluido desaminada, desacidificada, d) el absorbente cargado se pasa a una zona de desorción en donde los gases ácidos se liberan al menos en parte, en donde se obtienen un absorbente regenerado y gases ácidos desorbidos, e) el absorbente regenerado regresa a la zona de absorción a fin de formar un circuito absorbente, f) el líquido de lavado cargado con amina y el condensado superior absorbente se introducen en el circuito absorbente y g) los gases ácidos desorbidos se conducen a través de una zona de enriquecimiento y los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se enfrían, a fin de condensar de los gases ácidos un condensado superior desorbente que en parte regresa a la zona de enriquecimiento y en parte sale del proceso. El proceso permite una retención eficiente de aminas de las corrientes de fluido tratadas con mantenimiento del equilibrio hídrico de la planta de remoción de gas ácido.

Description

PROCESO PARA LA SEPARACIÓN DE GASES ÁCIDOS DE UNA CORRIENTE DE FLUIDO QUE COMPRENDE AGUA Descripción La presente invención se refiere a un proceso para separar gases ácidos de una corriente de fluido que comprende agua.

Numerosas corrientes de fluido comprenden gases ácidos tales como CO2, H2S, S02, CS2, HCN, COS o mercaptanos, por ejemplo. Estas corrientes de fluido pueden ser, por ejemplo, corrientes gaseosas tales como gas natural, gas de refinería, gas de síntesis, gases de combustión o gases de reacción formados en el compostaje de materiales residuales que comprenden sustancias orgánicas. La eliminación de los gases ácidos de estas corrientes de fluido es deseable por varias razones.

La eliminación de dióxido de carbono de gases de combustión sirve, en particular, para reducir la emisión de dióxido de carbono, considerado como la causa principal de lo que se denomina el efecto invernadero.

El gas de síntesis comprende sustancialmente monóxido de carbono e hidrógeno. El gas de síntesis es producido en general por oxidación parcial o reformación de vapor de hidrocarburos. El gas de síntesis crudo comprende gases ácidos tales como dióxido de carbono, sulfuro de hidrógeno o sulfuro de carbonilo, que se debe remover.

El contenido de gases ácidos en gas natural se reduce por medidas de tratamiento apropiadas directamente en el pozo de gas natural, dado que forman ácidos corrosivos en el agua frecuentemente arrastrada por el gas natural.

En escala industrial, para remover gases ácidos tales como dióxido de carbono, de corrientes de fluido, se usan con frecuencia soluciones acuosas de bases orgánicas como absorbentes, por ejemplo, aminas tales como, en particular, alcanolaminas. Al diluir los gases ácidos, en este proceso, los productos iónicos se forman a partir de la base y los componentes de gas ácido. El absorbente se puede regenerar por calentamiento, expansión hasta una presión inferior o destilación, en donde los productos iónicos vuelven a reaccionar para formar gases ácidos y/o los gases ácidos se destilan por vapor. Después del proceso de regeneración, se puede reutilizar el absorbente.

Sin embargo, las aminas usadas tienen una presión de vapor no despreciable. En consecuencia, la corriente de fluido liberada de gases ácidos comprende trazas de aminas. La contaminación de la corriente de fluido tratada es indeseable por varias razones. Por ejemplo, es desventajoso cuando, junto con el gas de combustión tratado, se escapan trazas de aminas al medio ambiente. El gas de síntesis es el material de partida para ulteriores reacciones catalíticas. Las trazas de amina en este caso pueden actuar como un veneno de catalizadores. El contenido de aminas en gas natural o el gas de petróleo licuado (LPG) producido de ellas por licuefacción asimismo puede estar sometido a restricciones.

En el arte previo, se ha propuesto lavar la corriente de fluido tratada con un líquido acuoso, para transferir la amina arrastrada al menos en parte al líquido acuoso.

El documento EP 0 798 029 A2 revela un proceso en el que se trata un gas con un compuesto de amina básico para la absorción de dióxido de carbono y el gas tratado se pone luego en contacto con una fase acuosa de 20 a 60 °C, a fin de transferir amina básica arrastrada al menos en parte a la fase acuosa. Se dice que la fase acuosa es preferentemente un condensado que se condensa del dióxido de carbono liberado en la torre de regeneración.

El documento EP 0 502 596 A1 enseña un proceso para remover CO2 de un gas de escape de combustión, en donde el gas de escape de combustión se pone en contacto, en una primera sección, con un absorbente que comprende una solución acuosa de una alcanolamina, se condensa agua del gas de escape de combustión por enfriamiento y el agua que se condensa se pone en contacto en una segunda sección con el gas de escape de combustión que se agota en dióxido de carbono.

El documento EP 1 132 125 A1 revela un proceso para controlar la concentración de un absorbente en un sistema para separar C02, en donde la temperatura del agua circulante en una zona de lavado se controla en función del nivel de líquido en la parte inferior de la torre de absorción.

El documento EP 1 334 759 A1 enseña un proceso y un dispositivo para recuperar amina, en donde la amina que está presente en una corriente gaseosa liberada de C02 se remueve de la corriente gaseosa por una pluralidad de etapas de lavado sucesivas.

El documento US 2008/0159937 comprende un proceso para remover dióxido de carbono de una corriente gaseosa, en donde la corriente gaseosa que se agota en dióxido de carbono se lava con agua en una sección de empaquetamiento de la columna de absorción. El agua se puede condensar de la parte superior de la columna de regeneración o agua fresca para compensar la pérdida de las cantidades.

Un sistema de remoción de gas ácido pierde agua de forma continua en forma de vapor, que se remueve por medio de la corriente de fluido tratada y los gases ácidos que se liberan o debido a otras pérdidas físicas. A fin de compensar las pérdidas y mantener el equilibrio hídrico del sistema, es necesario, por ende, en general, añadir agua fresca de forma periódica al circuito absorbente para compensar pérdidas de cantidad (constitución de agua). El agua fresca para compensar la pérdida de cantidades no debería comprender sustancias disueltas y, por ejemplo, es agua desmineralizada o condensado de vapor.

Por otro lado, en ciertas condiciones, se puede introducir más agua en el sistema de remoción de gas ácido que se remueve por medio de la corriente de fluido tratada y los gases ácidos liberados. Este es el caso, en particular, si (i) la corriente de fluido que debe ser tratado tiene un elevado contenido de agua o se satura con vapor de agua, (¡i) la corriente de fluido tratada se enfría mucho en la zona de lavado o corriente abajo de la zona de lavado a fin de asegurar una eficaz retención de amina, y/o (iii) la corriente de fluido que se ha de tratar tiene un contenido de gas ácido relativamente bajo y la tasa de flujo volumétrico de los gases ácidos liberados en el regenerador es, por ende, pequeña.

En estos casos, es necesario remover el agua del sistema de remoción de gas ácido a fin de evitar la dilución descontrolada del absorbente por agua condensada dentro.

El documento EP 2 228 1 19 A1 enseña un proceso para remover gases ácidos de un gas en donde se remueve una parte del agua presente en los gases ácidos obtenidos. Esto se puede lograr porque una parte del condensador superior del regenerador se remueve y no pasa como reflujo al regenerador.

Las corrientes de condensado de un sistema de remoción de gas ácido comprenden mayores o menores cantidades de aminas. Cuando se descarga una subcantidad de una corriente de condensado, se retiran, en consecuencia, pequeñas cantidades de aminas de forma continua del sistema. Esto causa problemas económicos y ecológicos. En primer lugar, el agua residual, para una eliminación segura, debe ser tratada de una manera compleja. En segundo lugar, las pérdidas de amina deben ser reemplazadas de modo continuo o periódico. A pesar de que cabría la posibilidad de recuperación de aminas presentes del condensado descargado, por ejemplo, por destilación, estos métodos, debido a su alta demanda energética, en general no son económicamente viables.

El objeto de la presente invención consiste en especificar un proceso para remover gases ácidos de corrientes de fluido que comprende agua, en particular para remover los gases ácidos del gas natural, que sustancialmente permite sin demanda energética adicional una retención eficaz de aminas de las corrientes de fluido tratadas, salvaguardando el equilibrio hídrico del sistema de remoción de gas ácido.

El objeto se logra por medio de un proceso para separar gases ácidos de una corriente de fluido que comprende agua, en el que a) la corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto en una zona de absorción con un absorbente que comprende al menos una amina, en donde se obtiene una corriente de fluido desacidificada y un absorbente cargado con gas ácido, b) la corriente de fluido desacidificada se pone en contacto en una zona de lavado con un líquido de lavado acuoso, a fin de transferir amina arrastrada al menos en parte al líquido de lavado, en donde se obtienen una corriente de fluido desacidificada, desaminada y un líquido de lavado cargado con amina, c) la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría corriente abajo de la zona de lavado, en donde un condensado superior absorbente se condensa de la corriente de fluido desaminada, desacidificada, d) el absorbente cargado se pasa a una zona de desorción en donde los gases ácidos se liberan al menos en parte, en donde se obtienen un absorbente regenerado y gases ácidos desorbidos, e) el absorbente regenerado regresa a la zona de absorción a fin de formar un circuito absorbente, f) el líquido de lavado cargado con amina y el condensado superior absorbente se introducen en el circuito absorbente, y g) los gases ácidos desorbidos se conducen a traves de una zona de enriquecimiento y los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se enfrían, a fin de condensar de los gases ácidos un condensado superior desorbente que en parte regresa a la zona de enriquecimiento y en parte sale del proceso. La corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto con un absorbente que comprende al menos una amina en una zona de absorción. En este proceso, se obtiene una corriente de fluido al menos parcialmente desacidificada (en el presente caso, denominada corriente de fluido desacidificada) y un absorbente cargado con gases ácidos. El tratamiento de la corriente de fluido con el absorbente procede preferentemente en contracorriente. La corriente de fluido en este caso se alimenta en general en una región inferior y el absorbente en una región superior de la zona de absorción. Para mejorar el contacto y proporcionar una gran área superficial de transferencia de masa, la zona de absorción en general comprende piezas internas, por ejemplo, lechos empaquetados, empaquetamientos y/o bandejas. La corriente de fluido se trata con el absorbente de una manera apropiada en una torre de absorción o una columna de absorción, por ejemplo, una columna aleatoriamente empaquetada, una columna de empaquetamiento estructurado o una columna de bandejas. Se considera que la zona de absorción es una sección de una columna de absorción en donde la corriente de fluido entra en contacto de transferencia de masa con el absorbente.

La temperatura del absorbente introducido en la zona de absorción es en general de aproximadamente 20 a 60 °C.

La corriente de fluido desacidificada se pone luego en contacto en una zona de lavado con un líquido de lavado acuoso, a fin de transferir amina arrastrada al menos en parte en un líquido de lavado. En este proceso, se obtienen una corriente de fluido desacidificada, desaminada y un líquido de lavado cargado con amina. El lavado de acuerdo con la invención de la corriente de fluido desacidificada usando el líquido de lavado acuoso permite la remoción de la mayor parte de la amina arrastrada y también opcionalmente de productos de descomposición de amina arrastrada.

Como líquido de lavado acuoso, son apropiados líquidos acuosos que están ampliamente libres de aminas y productos de descomposición de amina. Típicamente, el líquido de lavado comprende menos del 2% en peso, con preferencia, menos del 1 % en peso, con preferencia particular, menos de 5000 ppm en peso de aminas y productos de descomposición de amina. El líquido de lavado pueden ser líquidos intrínsecos, es decir, líquidos acuosos que surgen en otro sitio del proceso o líquidos acuosos proporcionados externamente.

Con preferencia, el líquido de lavado comprende condensado superior absorbente, condensado superior desorbente y/o agua fresca.

En formas de realización preferidas, el líquido de lavado se forma total o parcialmente por condensado superior absorbente que se produce en la refrigeración corriente abajo de la corriente de fluido desacidificada, desaminada y se pasa a la zona de lavado. A fin de lograr una humectación suficiente de las piezas internas en la zona de lavado, puede ser deseable, además de pasar más líquido acuoso a la zona de lavado. En una forma de realización preferida, en consecuencia, un poco del condensado superior desorbente se pasa como líquido de lavado a la zona de lavado. Se prefiere el uso del condensado superior desorbente como líquido acuoso adicional porque no tiene efecto sobre el equilibrio hídrico del sistema general y esta fase acuosa está ampliamente libre de impurezas de amina. En determinadas formas de realización, el líquido de lavado comprende además agua fresca (constitución de agua), que se pasa a la zona de lavado.

En ciertos casos, puede ser preferido que el líquido de lavado no comprenda un condensado superior absorbente y se forma, por ejemplo, exclusivamente de condensado superior desorbente y/o agua fresca. Este es el caso, por ejemplo, cuando el condensado superior absorbente comprende componentes hidrofóbicos volátiles, tales como hidrocarburos, que, junto con el condensado acuoso, se condensan de la corriente de fluido desaminada, desacidificada. El condensado superior absorbente bifásico puede llevar, en estos casos, a una formación no deseada de espuma en la zona de lavado. En estos casos, puede ser ventajoso combinar el condensado superior absorbente con el absorbente cargado, por ejemplo, pasando el condensado superior absorbente a un recipiente de expansión descrito en la presente más abajo.

En la zona de lavado, el líquido de lavado se conduce en contracorriente contra la corriente de fluido desacidificada. Con preferencia, la zona de lavado comprende empaquetamientos aleatorios, empaquetamientos estructurados y/o bandejas, a fin de intensificar el contacto entre la corriente de fluido y el líquido de lavado. El líquido de lavado se puede distribuir en la sección cruzada de la zona de lavado por medio de distribuidores de líquidos apropiados sobre la zona de lavado.

En formas de realización preferidas, la zona de lavado se construye como una sección de una columna de absorción dispuesta sobre la zona de absorción. La zona de lavado para este fin es una sección construida como una sección de retrolavado o parte de enriquecimiento de la columna de absorción sobre la alimentación del absorbente.

En una forma de realización, el líquido de lavado se reciela a través de la zona de lavado. El líquido de lavado se recolecta para este fin por debajo de la zona de lavado, por ejemplo, por una bandeja recolectora apropiada y se bombea por medio de una bomba hasta el extremo superior de la zona de lavado. El líquido de lavado reciclado se puede enfriar, con preferencia hasta una temperatura de 20 a 70 °C, en particular de 30 a 60 °C. Para este fin, el líquido de lavado se bombea convenientemente en circulación por medio de un refrigerador. A fin de evitar una acumulación de componentes absorbentes de lavado en el líquido de lavado, un pasa una subcorriente de líquido de lavado de la zona de lavado como líquido de lavado cargado con amina. Por reciclado y enfriamiento opcional del líquido de lavado, se puede incrementar la acción de lavado. Sin embargo, en el reciclado, se produce la retromezcla del líquido de lavado. A altas relaciones de reciclado, en la zona de lavado, sólo se puede lograr un efecto máximo de una etapa de separación teórica, independientemente de la longitud de la sección de contacto en la zona de lavado. La relación de recielado se define como la relación de la cantidad del liquido de lavado bombeado en circulación a la cantidad de subcorriente pasada. Cuando el líquido de lavado se recicla, en consecuencia, sólo se puede lograr una reducción limitada de la concentración de aminas arrastradas en la corriente de fluido desacidificada. Por ello, no se prefiere el reciclado del líquido de lavado.

En una forma de realización preferida, el líquido de lavado acuoso se conduce en un único pasaje a traves de la zona de lavado sin bombearlo en circulación. El líquido de lavado que fluye fuera de la zona de lavado se pasa preferentemente a la zona de absorción.

Después de abandonar la zona de lavado, la corriente de fluido desacidificada, desaminada se satura con vapor de agua. Con el vapor de agua, la corriente de fluido desacidificada, desaminada aún arrastra trazas de aminas y/o productos de descomposición de amina. Para una posterior remoción de las aminas arrastradas y/o productos de descomposición de amina, la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría corriente abajo (en base a la dirección de flujo de la corriente de fluido desaminada, desacidificada) de la zona de lavado, en donde un condensado acuoso se condensa. El condensado acuoso se denomina en el presente caso condensado superior absorbente.

La corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría preferentemente hasta una temperatura de 5 °C a 40 °C, con preferencia particular, hasta una temperatura de 17 °C a 27 °C. Convenientemente, la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría hasta una temperatura que es inferior a la temperatura de la corriente de fluido que comprende agua. La diferencia de temperatura entre la corriente de fluido desacidificada, desaminada enfriada y la corriente de fluido que comprende agua es, por ejemplo, de al menos 2 K, con preferencia, de al menos 5 K, con preferencia particular, de al menos 10 K, con máxima preferencia, de 10 a 30 K. Con una mayor diferencia de temperatura, una mayor fracción de agua presente en la corriente de fluido desacidificado que comprende agua se condensa como condensado superior absorbente junto con cantidades residuales de amina allí disueltas.

El enfriamiento de la corriente de fluido desacidificada, desaminada corriente abajo de la zona de lavado procede, con preferencia, por intercambio de calor indirecto (refrigeración indirecta). Como refrigerador indirecto, son apropiados todos los intercambiadores de calor que son adecuados para enfriamiento de gases o fluidos. Los intercambiadores de calor apropiados son, por ejemplo, intercambiadores de calor de vaina y tubo. La corriente de fluido desacidificada, desaminada fluye hacia abajo a través de los tubos del intercambiador de calor. El medio de enfriamiento fluye hacia arriba a través de la vaina del intercambiador de calor. Durante el enfriamiento de la corriente de fluido desaminada, desacidificada, el líquido se condensa en los tubos y fluye hacia abajo. Para separar el condensado superior absorbente, sé usa una unidad de separación de fases o un separador (tambor knock-out) Si bien el condensado superior absorbente comprende sólo pequeñas cantidades de aminas disueltas y/o productos de descomposición de amina, se puede pasar como líquido de lavado a la zona de lavado.

A fin de evitar una pérdida de las aminas presentes en el líquido de lavado cargado con amina y en el condensado superior absorbente, el líquido de lavado cargado con amina y el condensado superior absorbente se introducen en el circuito absorbente. Esto puede proceder por combinación directa o indirecta con el absorbente cargado y/o regenerado.

La combinación directa con el absorbente se refiere a la introducción directa del líquido de lavado cargado con amina y/o del condensado superior absorbente en el absorbente cargado y/o regenerado, por ejemplo, en un conducto que conduce el absorbente o regenerado en la parte inferior de la columna absorción o columna de desorción. La combinación indirecta con el absorbente se refiere al líquido de lavado cargado con amina y/o el condensado superior absorbente se usa primero, por ejemplo, para el lavado o el enfriamiento de corrientes de fluido, pero finalmente se combina con el absorbente cargado y/o regenerado.

En general, se prefiere pasar el líquido de lavado cargado con amina a la zona de absorción en donde el líquido de lavado cargado con amina se combina con el absorbente. El condensado superior absorbente se pasa, con preferencia, como líquido de lavado a la zona de lavado.

El absorbente cargado con gases ácidos se pasa a una zona de desorción en donde los gases ácidos se liberan al menos en parte. En este proceso, se obtienen un absorbente regenerado que regresa a la zona de absorción y gases ácidos desorbidos.

En general, el líquido de absorción cargado se regenera por calentamiento, por ejemplo, de 70 a 150 °C, expansión, destilación con un fluido inerte o una combinación de dos o todas estas medidas. Con preferencia, el liquido de absorción cargado se regenera en un destilador. El gas de destilación requerido para la destilación se genera por evaporación parcial del líquido de absorción en la parte inferior del destilador.

La configuración preferida de la desorción depende de la presión en la zona de absorción. Si la corriente de fluido que comprende agua tiene una presión muy incrementada en comparación con la atmósfera circundante de 20 a 120 bar, con preferencia, de 35 a 95 bar, con preferencia particular, de 50 a 70 bar, para la desorción, se sugiere la expansión hasta una presión de 0,5 a 5 bar, con preferencia, de 0,7 a 3,5 bar, con preferencia particular, de 0,9 a 2,0 bar. Si la corriente de fluido que comprende agua tiene una presión de 0,5 a 5 bar, con preferencia, de 0,7 a 3,5 bar, con preferencia particular, de 0,9 a 2,0 bar, para la desorción, se sugiere el calentamiento del absorbente cargado con gases ácidos hasta una temperatura de 20 a 150 °C, con preferencia, de 100 a 140 °C, con preferencia particular, de 110 a 130 °C. En una forma de realización preferida, para la regeneración del absorbente cargado con gases ácidos, se expande y se calienta en la zona de desorción.

En una forma de realización preferida, el absorbente cargado se expande en un recipiente de expansión, en donde se obtienen una fase gaseosa y un absorbente expandido. El absorbente expandido luego se pasa a la zona de desorción. En la expansión, se liberan componentes coabsorbidos de la corriente de fluido tales como gases inertes, oxígeno y/o hidrocarburos. En la expansión, también se puede liberar una pequeña parte de los gases ácidos. En el recipiente de expansión, la presión se fija, con preferencia, de manera tal que no se libera la mayor parte de los gases ácidos. En determinadas formas de realización, la presión en el recipiente de expansión puede ser de 1 ,0 a 9 bar, con preferencia, de 1 ,5 a 6 bar. La presión puede ser sólo ligeramente mayor o incluso menor que la presión en la zona de desorción, motivo por el cual el absorbente expandido se bombea en determinadas formas de realización desde el recipiente de expansión hasta la zona de desorción.

En determinadas formas de realización, el condensado superior absorbente se pasa total o parcialmente al el recipiente de expansión y, así, se introduce al circuito absorbente. Esto se prefiere cuando el condensado superior absorbente comprende componentes hidrofóbicos volátiles tales como hidrocarburos. En el recipiente de expansión, los componentes volátiles del condensado superior absorbente se pueden escapar junto con la fase gaseosa.

Antes de introducir otra vez el absorbente regenerado en la zona de absorción, se enfría hasta una temperatura de absorción apropiada. A fin de utilizar la energía presente en el absorbente regenerado caliente, se prefiere precalentar el absorbente cargado de la zona de absorción por intercambio de calor indirecto con el absorbente regenerado caliente. Por medio del intercambiador de calor, el absorbente cargado se lleva a una mayor temperatura de manera tal que, en la etapa de regeneración, se requiera un ingreso de energía menor. Por medio del intercambio de calor, además, ya puede proceder una regeneración parcial del absorbente cargado con liberación de gases ácidos.

Los gases ácidos desorbidos se conducen de acuerdo con la invención a traves de una zona de enriquecimiento. Los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se enfrían a fin de condensar una fase acuosa que se denomina en el presente caso como condensado superior desorbente. El condensado superior desorbente en parte retorna como reflujo a la zona de enriquecimiento y en parte sale del proceso. Pasando una parte del condensado superior desorbente, el equilibrio hídrico del sistema general se mantiene y se evita una acumulación de agua en el sistema. El pasaje se puede llevar a cabo, por ejemplo, usando un divisor de reflujo controlable. Una parte del condensado superior desorbente se pasa, preferentemente, de acuerdo con mantenimiento del equilibrio hídrico en el proceso. Los parámetros tales como el nivel de líquido en determinados recipientes del circuito absorbente o la concentración de la amina en el absorbente se pueden medir de forma continua o periódica y se pueden usar para controlar la cantidad del condensado superior desorbente que se pasó. Un rango apropiado del circuito absorbente para la medición del nivel de líquido se distingue porque el nivel de llenado se eleva cuando se acumula agua en el circuito absorbente y cae cuando se pierde agua. Con preferencia, la medición del nivel del líquido procede en la parte inferior de la columna de desorción o en un recipiente de tamponamiento que se comunica con el circuito absorbente.

La zona de enriquecimiento a través de la cual se pasan los gases ácidos desorbidos se dispone, con preferencia, sobre la zona de desorción y, en una forma de realización de particular preferencia, se dispone sobre la zona de desorción y se integra en la columna de desorción.

La zona de enriquecimiento tiene apropiadamente un empaquetamiento estructurado, un empaquetamiento aleatorio y/o una pluralidad de bandejas. Con preferencia, el empaquetamiento estructurado o el empaquetamiento aleatorio tiene una altura de al menos 1 ,5 metros, en particular de al menos 1 ,8 metros. La altura del empaquetamiento estructurado o del empaquetamiento aleatorio es, por ejemplo, de hasta 3,0 metros. El área superficial geométrica del empaquetamiento estructurado de la zona de enriquecimiento puede ser de entre 100 y 600 m2/m3, con preferencia, de entre 140 y 500 m2/m3, con preferencia particular, de entre 180 y 400 m2/m3.

Si la zona de enriquecimiento comprende bandejas, la cantidad de bandejas es, con preferencia, de al menos 4, en particular de al menos 5, con mayor preferencia, de al menos 6 y con máxima preferencia, de al menos 8. La cantidad de bandejas puede ser de hasta 14, con preferencia, de hasta 12 o de hasta 10. Un recuento de bandejas de 6 a 10 se prefiere en general.

En la zona de enriquecimiento, las trazas de las aminas arrastradas por los gases ácidos liberados son expelidas al retornar de una parte del condensado superior desorbente, de manera tal que los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se liberen ampliamente de las impurezas de amina. El condensado superior desorbente que se condensa de los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento asimismo está ampliamente libre de impurezas de amina y en parte se puede pasar del proceso sin una significativa perdida de amina. Cuanto mayor sea la eficacia de separación de la zona de enriquecimiento, menor serán las pérdidas de aminas por medio de la corriente gaseosa ácida.

El condensado superior desorbente comprende menos de 500 ppm en peso, con preferencia, menos de 300 ppm en peso, con mayor preferencia, menos de 200 ppm en peso, con preferencia particular, menos de 100 ppm en peso, con preferencia muy particular, menos de 50 ppm en peso, con máxima preferencia, menos de 30 ppm en peso de aminas y productos de descomposición de amina.

El proceso de acuerdo con la invención es apropiada para tratar corrientes de fluido que comprenden agua, en particular corrientes gaseosas que comprenden agua de todos los tipos. Los gases ácidos son, en particular, CO2, H2S, COS y mercaptanos. Además, también se pueden remover S03, S02, CS2 y HCN. En general, los gases ácidos comprenden al menos C02 o predominantemente comprenden C02.

En una forma de realización preferida, la corriente de fluido que comprende agua tiene un contenido de agua de al menos el 20%, con preferencia, de al menos el 30%, con preferencia particular, de al menos el 40% de la concentración de saturación de agua. La concentración de saturación se refiere a la concentración de agua o agua vapor en la corriente de fluido en las condiciones de temperatura y presión a las que la corriente de fluido se introduce en la zona de absorción, en excedencia de la que el agua forma una fase separada en la corriente de fluido debido a la caída por debajo del punto de rocío.

En una forma de realización preferida, la corriente de fluido que comprende agua se conduce en la zona de absorción a una presión de 20 a 120 bar, con preferencia, de 35 a 95 bar, con preferencia particular, de 50 a 70 bar.

Todas las presiones citadas en el presente documento son presiones absolutas.

En una forma de realización preferida alternativa, la corriente de fluido que comprende agua se conduce a la zona de absorción a una presión de 0, 1 a 10 bar, con preferencia, de 0,3 a 3 bar, con preferencia particular, de 0,6 a 1 ,5 bar.

En una forma de realización preferida, la corriente de fluido que comprende agua tiene una presión parcial de gas ácido que es de 2,5 bar o menos, con preferencia, de 1 bar o menos, con preferencia particular, de 500 mbar o menos.

Las corrientes de fluido que comprenden agua que comprenden los gases ácidos son primeramente gases tales como gas natural, gas de síntesis, gas de horno de coque, gas craqueado, gas de gasificación de carbón, gas de circulación, gases de vertederos y gases de combustión y en segundo lugar, líquidos que son sustancialmente inmiscibles con el absorbente, tales como gas de petróleo licuado (LPG) o líquidos de gas natural (NGL).

En formas de realización preferidas, la corriente de fluido que comprende agua es una (i) corriente de fluido que comprende hidrógeno; incluyen gases de síntesis que se pueden producir, por ejemplo, por gasificación de carbón o reformación de vapor y se someten opcionalmente a una reacción de corriente de gas acuoso; los gases de síntesis se usan por ejemplo, para producir amoníaco, metanol, formaldehído, ácido acético, urea, para la síntesis de Fischer-Tropsch o para la recuperación de energía en un proceso de ciclo integrado combinado con gasificación (IGCC); (ii) corriente de fluido que comprende hidrocarburos; incluyen gas natural, gases de escape de diversos procesos de refinería, tales como de la unidad de gas residual (TGU), de un viscorreductor (VDU), de un craqueador catalítico (LRCUU/FCC), de un hidrocraqueador (HCU), de un hidrotratador (HDS/HTU), de un coquizador (DCU), de una destilación atmosférica (CDU) o de un tratador de líquidos (por ejemplo, LPG).

El proceso de acuerdo con la invención es apropiado para tratar corrientes de fluido que comprenden oxígeno, tales como gases de combustión.

En formas de realización preferidas, la corriente de fluido que comprende oxígeno se origina de a) la oxidación de sustancias orgánicas, b) el compostaje o el almacenamiento de materiales residuales que comprenden sustancias orgánicas, o c) la descomposición bacteriana de sustancias orgánicas.

En algunas formas de realización, la presión parcial de dióxido de carbono en la corriente de fluido es de menos de 500 mbar, por ejemplo, de 30 a 150 mbar.

La oxidación se puede llevar a cabo con aspecto de llama, es decir, como combustión convencional o como oxidación sin aspecto de llama, por ejemplo, en la forma de una oxidación catalítica u oxidación parcial. Las sustancias orgánicas que se someten a la combustión son usualmente combustibles fósiles tales como carbón, gas natural, petróleo, gasolina, diésel, refinados o querosén, biodiésel o materiales residuales que tienen un contenido de sustancias orgánicas. Los materiales de partida de la oxidación catalítica (parcial) son, por ejemplo, metanol o metano, que se pueden convertir en ácido fórmico o formaldehído.

Los materiales residuales que se someten a oxidación, compostaje o almacenamiento, son típicamente desechos domésticos, residuos plásticos o desechos de empaquetamiento.

La combustión de las sustancias orgánicas procede mayormente en plantas de combustión usuales con aire. El compostaje y almacenamiento de materiales residuales que comprenden sustancias orgánicas en general procede en vertederos. El gas de escape o el aire de escape de tales sistemas se pueden tratar ventajosamente por medio del proceso de acuerdo con la invención.

Las sustancias orgánicas que se usan para la descomposición bacteriana son usualmente estiércol estable, paja, estiércol líquido, lodos de depuradora, residuos de fermentación, ensilaje y similares. La descomposición bacteriana procede, por ejemplo, en plantas de biogás usuales. El aire de escape de tales plantas se puede tratar ventajosamente por el proceso de acuerdo con la invención.

El proceso también es apropiado para tratar los gases de escape de celdas de combustible o plantas de síntesis químicas que hacen uso de una oxidación (parcial) de sustancias orgánicas.

El absorbente comprende al menos una amina. Con preferencia, la amina comprende al menos una amina primaria o secundaria.

Las aminas preferidas son las siguientes: (i) aminas de la fórmula I: NR1(R2)2 (I) donde R1 se selecciona de grupos hidroxialquilo C2-C6, grupos alcoxi Ci-C6-alquilo C2-C6, grupos hidroxi-alcoxi C!-Ce-alquilo C2-CB y grupos 1 -piperazinil-alquilo C2-C6 y R2 se selecciona, de modo independiente, de H, grupos alquilo C -C6 y grupos hidroxialquilo C2-C6; (ii) aminas de la fórmula II: R3R4N-X-NR5R6 (II) donde R3, R4, R5 y R6 se seleccionan, de modo independiente entre sí, de grupos alquilo Ci-C6, grupos hidroxialquilo C2-C3, grupos alcoxi Ci-C6-alquilo C2-C6 y grupos aminoalquilo C2-C6 y X es un grupo alquileno C2-C6, -X1-NR7-X2- O -X1-O-X2-, donde X1 y X2 son, de modo independiente entre sí, grupos alquileno C2-C6 y R7 es H, un grupo alquilo CrC6, un grupo hidroxialquilo C2-C6 o un grupo aminoalquilo C2-c6; (iii) heterociclos saturados de 5 a 7 miembros que tienen al menos un átomo de nitrógeno en el anillo, que pueden comprender uno o dos heteroátomos más seleccionados de nitrógeno y oxígeno en el anillo y (iv) mezclas de ellos.

Ejemplos específicos son: (i) 2-aminoetanol (monoetanolamína), 2-(metilam¡no)etanol, 2- (etilamíno)etanol, 2-(n-butilamino)etanol, 2-amino-2-metilpropanol, N-(2-aminoetiljpiperazina, metildietanolamina, etildietanolamina, dimetilamínopropanol, t-butilaminoetoxietanol, 2-aminometilpropanol; (ii) 3-metilaminopropilamina, etilendiamína, díetilentriamina, trietilentetramina, 2,2-dimetil-1 ,3-diaminopropano, hexametilendiamina, 1 ,4-diminobutano, 3,3-iminobispropilamina, tris(2-aminoetil)amina, bis (3-dimetilamino-propil)amina, tetrametílhexametilendiamina; (iii) piperazina, 2-metilpiperazina, N-metilpiperazina, 1 -hidroxietilpiperazina, 1 ,4-bishidroxietilpiperazina, 4-hidroxietilpiperidina, homopiperazina, piperidina, 2-hidroxietilpiperidina y morfolina; y (iv) mezclas de ellos.

En una forma de realización preferida, el absorbente comprende al menos una de las aminas monoetanolamína (MEA), metilaminopropilamina (MAPA), piperazina, dietanolamina (DEA), trietanolamina (TEA), dietiletanolamina (DEEA), diisopropilamina (DIPA), aminoetoxietanol (AEE), dimetilaminopropanol (DIMAP) y metildietanolamina (MDEA) o mezclas de ellos.

En general, el absorbente comprende 10 al 60% en peso de amina.

El absorbente también puede comprender aditivos, tales como inhibidores de la corrosión, enzimas, etc. En general, la cantidad de tales aditivos está en el rango de aproximadamente el 0,01 -3% en peso del absorbente.

La invención se describirá con mayor detalle por medio de los dibujos anexos y los siguientes ejemplos.

La Figura 1 muestra esquemáticamente una planta para llevar a cabo un proceso no de acuerdo con la invención, en donde, para el mantenimiento del equilibrio hídrico, se pasa un poco del condensado acuoso de la corriente de fluido desaminada, desacidificada.

La Figura 2 muestra esquemáticamente una planta para llevar a cabo un proceso no de acuerdo con la invención, en donde, para el mantenimiento del equilibrio hídrico, se pasa un poco de condensado acuoso de los gases ácidos desorbidos, en donde los gases ácidos no se conducen a través de una zona de enriquecimiento.

La Figura 3 muestra una planta apropiada para llevar a cabo el proceso de acuerdo con la invención. Los gases ácidos desorbidos se conducen a través de una zona de enriquecimiento antes de condensar un condensado superior desorbente de los gases ácidos desorbidos y en parte se pasan hacia afuera.

De acuerdo con la Figura 1 , una corriente de fluido que comprende agua 1 se pasa a la parte inferior de una columna de absorción 2. La columna de absorción 2 tiene una zona de absorción 3 y una zona de lavado 4. En la zona de absorción 3, la corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto en contracorriente con un absorbente que se introduce en la columna de absorción 2 sobre la zona de absorción a través del tubo 5. La corriente de fluido desacidificada se lava en la zona de lavado 4 con un condensado acuoso y agua fresca, en donde el condensado acuoso se obtiene por enfriamiento la corriente de fluido desacidificada, desaminada en el refrigerador 6, se recolecta en el recipiente de separación de fases 7 y se pasa por medio del tubo 8 a la zona de lavado. El agua fresca se lleva por medio del tubo 9. La corriente gaseosa tratada abandona el recipiente de separación de fases 7 por medio del tubo 23. Una parte del condensado acuoso se pasa por medio del tubo 25, en donde se evita la acumulación de agua en el absorbente.

El absorbente cargado con gases ácidos se retira en la parte inferior de la columna de absorción 2 y se expande en el recipiente de expansión 10 a través de una válvula de mariposa (que no se muestra). La expansión lleva a la desorción de los componentes coabsorbidos de la corriente de fluido y algunos de los gases ácidos que se extraen por medio de la corriente 24. El absorbente expandido se conduce a través de un intercambiador de calor 11 y el tubo 12 en una columna de desorción 13. La columna de desorción 13 tiene una zona de desorción 14. En la parte inferior de la columna de desorción 13, el absorbente expandido se calienta por medio del evaporador 15 y parcialmente se vaporiza. Por medio de la elevación de la temperatura, se liberan los gases ácidos absorbidos Los gases ácidos se remueven en la parte superior de la columna de desorción 13 por medio del tubo 16 y se alimentan al refrigerador 17. En el refrigerador 17, se obtiene un condensado superior desorbente que se recolecta en el recipiente de separación de fases 18 y se regresa a la columna de desorción. Los gases ácidos se retiran como corriente 19. El absorbente regenerado 20 se regresa a la columna de absorción 2 por medio del intercambiador de calor 11 , la bomba 21 , el refrigerador 22 y el tubo 5.

En la figura 2, los mismos signos de referencia tienen el mismo significado que en la figura 1. Contrariamente a la fig. 1 , no se pasa condensado acuoso por el recipiente de separación de fases 7. Para mantener el equilibrio hídrico, se pasa un poco del condensado superior desorbente que aparece en el recipiente de separación de fases 18 por medio del tubo 26.

La Figura 3 muestra una forma de realización de acuerdo con la invención. En la figura 3, los mismos signos de referencia tienen el mismo significado que en la figura 1. En comparación con el proceso mostrado en la figura 2, en la región superior de la columna de desorción, se integró la zona de enriquecimiento 28. Para mantener el equilibrio hídrico, una parte del condensado superior desorbente que aparece en el recipiente de separación de fases 18 se pasa por medio del tubo 27.

Ejemplo comparativo 1 Se realizaron cálculos usando un modelo de simulación. La base del modelo de simulación es un modelo termodinámico a base del enfoque de electrolito-NRTL de Chen et al. (Chen, C.C; Evans, L.B. : A local Composition Model for the Excess Gibbs Energy of Aqueous Electrolite Solutions, AIChE J. (1986) 32(3), 444), con el uso del cual se puede describir el equilibrio de fases para este sistema. La simulación de los procesos de absorción se describe usando un enfoque a base de transferencia de masa; los detalles de ello se describen por Asprion (Asprion, N.: Nonequilibrium Rate-Based Simulation of Reactive Systems: Simulation Model, Heat Transfer and Influence of Film Discretization, Ind. Eng. Chem. Res. (2006) 45(6), 2054-2069).

Se simuló un proceso en una planta de acuerdo con la figura 1. La columna de absorción 2 tenía un diámetro de 2220 mm y tenía dos empaquetamientos aleatorios 3 (INTALOX® Metal Tower Packing IMTP 25, Koch-Glitsch, Wichita, Estados Unidos), cada uno con una altura de empaquetamiento de 4 metros. La zona de lavado 4 comprendía 3 bandejas. La columna de desorción 13 tenía un diámetro de 1220 mm y tenía dos empaquetamientos aleatorios 14 (PRM 35, de Pall Corporation, Port Washingtion, NY, Estados Unidos), cada uno con una altura de empaquetamiento de 5 metros.

Una solución acuosa con 32% en peso de metildietanolamina y 8% en peso de piperazina se usó como absorbente. El absorbente se pasó a la zona de absorción a 60262 kg/h a una temperatura de 40 °C por medio del tubo 5. Como corriente de fluido que comprende agua, se alimentaron 151609 kg/h de gas natural (88,52% en volumen de CH4, 9,72% en volumen de C2H6, 0,94% en volumen de CO2, 0,58% en volumen de N2, 0,23% en volumen de H2O) a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado a la zona de lavado 4 era de 197 kg/h, en donde el agua de lavado comprendía 194 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 3 kg/h de agua fresca (constitución de agua). Del total de 358 kg/h de condensado acuoso que surge por medio del refrigerador 6 y recipiente de separación de fases 7, se pasaron 164 kg/h por medio del tubo 25. A través del tubo 23, 147205 kg/h de gas natural tratado dejaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 2 ppm en volumen. 64505 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se extrajeron a una temperatura de 39,8 °C en el extremo inferior de la zona de absorción y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 639 kg/h de gases desorbidos que sustancialmente comprendían metano y etano.

El absorbente se retiró en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujo a través del ¡ntercambiador de calor 1 1 en la columna de desorción 13 y se calentó allí por medio del evaporador 15 hasta 130,9 °C. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron de 1 13,5 °C a 40 °C en el refrigerador 17. Los 2272 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18 y se volvieron a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual de la planta es de 6,366 t; esto es equivalente al 53% de las 12 t de amina usadas originalmente.

Ejemplo comparativas 2 Se simuló un proceso en una planta de acuerdo con la figura 2. La estructura de la columna de absorción 2 y la columna de desorción 13 corresponde a la del ejemplo comparativo 1 La composición del absorbente y la corriente de fluido corresponden al ejemplo comparativo 1. El absorbente se pasó a la zona de absorción por medio del tubo 5 a 60263 kg/h a una temperatura de 40 °C. 151609 kg/h de gas natural se alimentaron a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado en la zona de lavado 4 era de 361 kg/h en donde el agua de lavado comprendía 358 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 3 kg/h de agua fresca. A través del tubo 23, 147206 kg/h de gas natural tratado abandonaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 3 ppm en volumen. 64834 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se pasaron en el extremo inferior de la zona de absorción a una temperatura de 39,8 °C y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 638 kg/h de gases desorbidos gases desorbidos que comprendían sustancialmente metano y etano.

El absorbente se extrajo en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujo a través del intercambiador de calor 11 en la columna de desorción 13 y se calentó allí por medio del evaporador 15 hasta 130,8 °C. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron en el refrigerador 17 de 1 13,5 °C a 40 °C. Los 2102 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18. 165 kg/h se removieron del condensado superior desorbente y el resto se volvió a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual es de 5,671 t; esto es equivalente al 47% de las 12 t de la amina usada originalmente.

Ejemplo 3 de acuerdo con la invención Se simuló un proceso de acuerdo con la invención en una planta de acuerdo con la figura 3. La estructura de la columna de absorción 2 y la columna de desorción 13 corresponde al ejemplo comparativo 1 , en donde, sin embargo, en la columna de desorción, sobre la alimentación del medio de absorción cargado por medio del tubo 12, se instaló una zona de enriquecimiento 28 que tenía 4 bandejas.

La composición del absorbente y la corriente de fluido corresponde al ejemplo comparativo 1. El absorbente se pasó a la zona de absorción por medio del tubo 5 a 60279 kg/h a una temperatura de 40 °C. 151609 kg/h de gas natural se alimentaron a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado en la zona de lavado 4 era de 363 kg/h, en donde el agua de lavado comprendía 359 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 4 kg/h de agua fresca. A través del tubo 23, 147208 kg/h de gas natural tratado abandonaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 3 ppm en volumen. 64849 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se pasaron en el extremo inferior de la zona de absorción a una temperatura de 39,8 °C y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 636 kg/h de gases desorbidos que sustancialmente comprendían metano y etano.

El absorbente se extrajo en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujo a través del intercambiador de calor 1 1 en la columna de desorción 13 y se calentó allí por medio del evaporador 15 hasta 130,8 °C. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron en el refrigerador 17 de 1 13,4 °C a 40 °C. Los 1875 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18. Del condensado superior desorbente, se removieron 165 kg/h y el resto se volvió a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual es de 0,396 t; esto es equivalente al 3,3% de las 12 t de la amina usada originalmente.

Ejemplo 4 de acuerdo con la invención Se repite el Ejemplo 3, pero la zona de enriquecimiento 28 tenía 5 bandejas.

El absorbente se pasó a la zona de absorción a 60279 kg/h a una temperatura de 40 °C por medio del tubo 5. 151609 kg/h de gas natural se alimentaron a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado en la zona de lavado 4 era de 364 kg/h, en donde el agua de lavado comprendía 359 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 5 kg/h de agua fresca. A través del tubo 23, 147208 kg/h de gas natural tratado abandonaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 3 ppm en volumen. 64849 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se pasaron en el extremo inferior de la zona de absorción a una temperatura de 39,8 °C y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 636 kg/h de gases desorbidos que comprendían sustancialmente metano y etano.

El absorbente se extrajo en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujo a través del intercambiador de calor 1 1 en la columna de desorción 13 y se calentó allí por medio del evaporador 15 hasta 130,8 °C. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron de 113,4 °C a 40 °C en el refrigerador 17. Los 1875 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18. Del condensado superior desorbente, se removieron 165 kg/h y el resto se volvió a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual es de 0,231 t; esto es equivalente al 1 ,93% de las 12 t de la amina usada originalmente.

Ejemplo 5 de acuerdo con la invención Se repite el Ejemplo 3, pero la zona de enriquecimiento 28 tenía 6 bandejas.

El absorbente se pasó a la zona de absorción por medio del tubo 5 a 60279 kg/h a una temperatura de 40 °C. 151609 kg/h de gas natural se alimentaron a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado en la zona de lavado 4 era de 364 kg/h, en donde el agua de lavado comprendía 359 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 5 kg/h de agua fresca. A través del tubo 23, 147208 kg/h de gas natural tratado abandonaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 3 ppm en volumen. 64849 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se pasaron en el extremo inferior de la zona de absorción a una temperatura de 39,8 °C y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 636 kg/h de gases desorbidos que comprendían sustancialmente metano y etano.

El absorbente se extrajo en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujeron a través del intercambiador de calor 1 1 en la columna de desorción 13 y se calentaron allí hasta 130,8 °C por el evaporador 15. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron de 113,4 °C a 40 °C en el refrigerador 17. Los 1875 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18. Del condensado superior desorbente, se removieron 165 kg/h y el resto se volvió a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual es de 0, 152 t; esto es equivalente al 1 ,27% de las 12 t de la amina usada originalmente.

Ejemplo 6 de acuerdo con la invención Se repite el Ejemplo 3, pero la zona de enriquecimiento 28 tenía 8 bandejas.

El absorbente se pasó a la zona de absorción por medio del tubo 5 a 60279 kg/h a una temperatura de 40 °C. 151609 kg/h de gas natural se alimentaron a una temperatura de 35 °C y una presión de 53,7 bar. La alimentación de agua de lavado en la zona de lavado 4 era de 364 kg/h, en donde el agua de lavado comprendía 359 kg/h de condensado acuoso recielado enfriado hasta 22 °C y 5 kg/h de agua fresca. A través del tubo 23, 147208 kg/h de gas natural tratado abandonaron el proceso a una temperatura de 22 °C, una presión de 53,6 bar, un contenido de agua del 0,094% en volumen y un contenido de CO2 de 3 ppm en volumen. 64849 kg/h de solución de absorción cargada con gases ácidos se pasaron en el extremo inferior de la zona de absorción a una temperatura de 39.8 °C y se expandieron a una presión de 6 bar en el recipiente de expansión 10. En la parte superior del recipiente de expansión 10, se extrajeron 636 kg/h de gases desorbidos que comprendían sustancialmente metano y etano.

El absorbente se extrajo en la parte inferior del recipiente de expansión 10 y se condujo a través del intercambiador de calor 11 en la columna de desorción 13 y se calentó allí hasta 130,8 °C por el evaporador 15. Los gases ácidos desorbidos se enfriaron de 113,4 °C a 40 °C en el refrigerador 17. Los 1875 kg/h de fase acuosa formados en este proceso se separaron de los gases ácidos en la unidad de separación de fases 18. Del condensado superior desorbente, se removieron 165 kg/h y el resto se volvió a pasar en la columna de desorción.

La pérdida de amina anual es de 0,095 t; esto es equivalente al 0,80% de las 12 t de la amina usada originalmente.

Claims (1)

1. REIVINDICACIONES Un proceso para separar gases ácidos de una corriente de fluido que comprende agua, en donde a) la corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto en una zona de absorción con un absorbente que comprende al menos una amina, en donde se obtiene una corriente de fluido desacidificada y un absorbente cargado con gas ácido, b) la corriente de fluido desacidificada se pone en contacto con un líquido de lavado acuoso en una zona de lavado a través del cual el líquido de lavado se conduce en un único pasaje sin bombearlo en circulación, a fin de transferir amina arrastrada al menos en parte al líquido de lavado, en donde se obtienen una corriente de fluido desacidificada, desaminada y un líquido de lavado cargado con amina, c) la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría corriente abajo de la zona de lavado, en donde un condensado superior absorbente se condensa de la corriente de fluido desaminada, desacidificada, d) el absorbente cargado se pasa a una zona de desorción en donde los gases ácidos se liberan al menos en parte, en donde se obtienen un absorbente regenerado y gases ácidos desorbidos, e) el absorbente regenerado regresa a la zona de absorción a fin de formar un circuito absorbente, f) el líquido de lavado cargado con amina y el condensado superior absorbente se introducen en el circuito absorbente, y g) los gases ácidos desorbidos se conducen a traves de una zona de enriquecimiento que tiene un empaquetamiento estructurado, un empaquetamiento aleatorio y/o una pluralidad de bandejas y los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se enfrían, a fin de condensar de los gases ácidos un condensado superior desorbente que en parte regresa a la zona de enriquecimiento y en parte sale del proceso. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1 , en donde el condensado superior desorbente comprende menos de 500 ppm en peso de aminas y productos de descomposición de amina. El proceso de acuerdo con la reivindicación 1 ó 2, en donde el líquido de lavado comprende condensado superior absorbente, condensado superior desorbente y/o agua fresca. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde el líquido de lavado cargado con amina se pasa a la zona de absorción. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría en un refrigerador indirecto. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido desacidificada, desarrimada se enfría hasta una temperatura que es inferior a la temperatura de la corriente de fluido que comprende agua. 7. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la zona de enriquecimiento tiene un empaquetamiento estructurado, un empaquetamiento aleatorio o una pluralidad de bandejas. 8. El proceso de acuerdo con la reivindicación 7, en donde el empaquetamiento estructurado o el empaquetamiento aleatorio tiene una altura de al menos 1 ,5 metros. 9. El proceso de acuerdo con la reivindicación 7, en donde la cantidad de las bandejas es de al menos 4. 10. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde el absorbente cargado se regenera en la zona de desorción en al menos una magnitud seleccionada de expansión, destilación con un gas inerte y calentamiento. 1 1. El proceso de acuerdo con la reivindicación 10, en donde el absorbente cargado con gases ácidos se precalienta por intercambio de calor indirecto con el absorbente regenerado antes de entrar a la zona de desorción. 12. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde el absorbente cargado se expande en un recipiente de expansión, en donde se obtienen una fase gaseosa y un absorbente expandido y el absorbente expandido se pasa a la zona de desorción. 13. El proceso de acuerdo con la reivindicación 13, en donde al menos una parte del condensado superior absorbente se introduce en el recipiente de expansión. 14. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido que comprende agua tiene un contenido de agua que es de al menos el 20% de la concentración de saturación de agua. 15. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido que comprende agua se introduce en la zona de absorción a una presión de 50 a 70 bar. 16. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido que comprende agua tiene una presión parcial de gas ácido de menos de 2,5 bar. 17. El proceso de acuerdo con cualquiera de las reivindicaciones precedentes, en donde la corriente de fluido que comprende agua se selecciona de a) gas natural, b) gas de síntesis, c) gases de escape de diversos procesos de refinería, d) gases de combustión, o e) gas que se obtiene de un proceso de Claus. RESUMEN Se describe un proceso para separar gases ácidos de una corriente de fluido que comprende agua, en el que a) la corriente de fluido que comprende agua se pone en contacto en una zona de absorción con un absorbente que comprende al menos una amina, en donde se obtiene una corriente de fluido desacidificada y un absorbente cargado con gas ácido, b) la corriente de fluido desacidificada se pone en contacto en una zona de lavado con un líquido de lavado acuoso, a fin de transferir amina arrastrada al menos en parte al líquido de lavado, en donde se obtienen una corriente de fluido desacidificada, desarrimada y un líquido de lavado cargado con amina, c) la corriente de fluido desacidificada, desaminada se enfría corriente abajo de la zona de lavado, en donde un condensado superior absorbente se condensa de la corriente de fluido desaminada, desacidificada, d) el absorbente cargado se pasa a una zona de desorción en donde los gases ácidos se liberan al menos en parte, en donde se obtienen un absorbente regenerado y gases ácidos desorbidos, e) el absorbente regenerado regresa a la zona de absorción a fin de formar un circuito absorbente, f) el líquido de lavado cargado con amina y el condensado superior absorbente se introducen en el circuito absorbente y g) los gases ácidos desorbidos se conducen a través de una zona de enriquecimiento y los gases ácidos que salen en la parte superior de la zona de enriquecimiento se enfrían, a fin de condensar de los gases ácidos un condensado superior desorbente que en parte regresa a la zona de enriquecimiento y en parte sale del proceso. El proceso permite una retención eficiente de aminas de las corrientes de fluido tratadas con mantenimiento del equilibrio h id rico de la planta de remoción de gas ácido.