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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISION DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
FACTIBILIDAD TÉCNICO-ECONÓMICA DE UNA UNIDAD PURIFICADORA DE
LA CORRIENTE DE CO2 DE LAS PLANTAS LGN I Y II DEL COMPLEJO
PETROQUÍMICO ANA MARÍA CAMPOS
Trabajo de Grado presentado ante la
Ilustre Universidad del Zulia
Para optar al Grado Académico de:
MAGISTER SCIENTIARUM EN INGENIERIA DE GAS
Autor: Evelio Enrique Chirinos Dávila
Tutor: Jorge Barrientos
Maracaibo, abril de 2012
Chirinos Dávila, Evelio Enrique. Factibilidad técnico-económica de una unidad purificadora de la corriente de CO2 de las plantas LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos. (2012) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 140p. Profesor Jorge Barrientos.
RESUMEN
Las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos ubicado en los puertos de Altagracia del municipio Miranda, Estado Zulia, se ejecutaron con la finalidad de facilitar la compresión de los factores que deben considerarse durante la operación de la planta. La alimentación a las plantas consiste en la combinación de tres (3) corrientes de gas natural provenientes de las plantas de compresión: Lago I, Lago gas IV, Ceuta Gas. El caudal nominal a procesar 180 MMPCN/D a una presión de 850 lpc. Cada una de las plantas fue construida para operar en dos fases. En la fase inicial esta fue diseñada para manejar 120MMPCN/D, utilizando un sistema de turbo expansores para alcanzar temperaturas criogénicas hasta -90 °F con un gas particularmente deshidratado para una recuperación de 69.8 % de propano, 95% de butanos y probablemente la totalidad de los componentes más pesados; en la fase siguiente, la planta fue diseñada para manejar 180 MMPCN/D a esta fase es incorporado un sistema de tratamiento de gas con amina (A - MDEA) para remover los componentes no deseables contenidos en el gas de alimentación como lo son el dióxido de carbono (CO2) y trazas de sulfuro de hidrogeno (H2S), estos componentes no deseables son enviados al depurador de Gas Acido denominado V-209 para separar los gases ácidos de los líquidos condensados que regresan al destilador de amina T-202 como reflujo. El flujo de gases ácidos (CO2 y H2S) es posteriormente venteado a la atmósfera mediante el tambor V-219. Esta combinación de elementos son arrojados a la atmósfera como agentes contaminantes y de gran impacto en la evolución del calentamiento global, lo cual contribuye al efecto invernadero.
Palabras Clave: CO2, H2S, LGN I y II, Sulfatreat, Purificación, Estimación de costos,
Correo Electrónico: [email protected]
Chirinos Dávila, Evelio Enrique. Technical and economic feasibility of a purification unit current CO2 plants I and II LNG Petrochemical Complex Ana Maria Campos. (2012) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 140p. Profesor Jorge Barrientos.
ABSTRACT
LNG plants I and II of the Ana Maria Campos Petrochemical Complex located in the municipality ports Miranda Altagracia, Zulia State, were executed in order to facilitate the understanding of the factors to be considered during the operation of the plant. Feeding the plants is a combination of three (3) natural gas streams from compression plants: Lake I, Lake IV gas, Ceuta Gas. The rated flow capacity to process 180 MMPCN / D at a pressure of 850 lpc. Each plant was built to operate in two phases. In the initial phase was designed to handle this 120MMPCN / D, using a turbo expander to reach cryogenic temperatures down to -90 ° F with a particular gas dehydrated to 69.8% recovery of propane, butanes and 95% of all likely heavier components, in the next phase, the plant was designed to handle 180 MMPCN / D built this phase is a gas treatment system with amine (A - MDEA) to remove undesirable components contained in the gas food such as carbon dioxide (CO2) and traces of hydrogen sulfide (H2S), these undesirable components are sent to the acid gas scrubber called V-209 to remove acid gases from liquids condensed distiller returning amine T-202 as reflux. The flow of acid gases (CO2 and H2S) is then vented to the atmosphere through the drum V-219. This combination of elements is thrown into the atmosphere as pollutants and significant impact on the evolution of global warming, which contributes to the greenhouse effect.
Key Word: CO2, H2S, LGN I and II, Sulfatreat, Purification
Email: [email protected]
DEDICATORIA
A Dios por brindarme la oportunidad de lograr una meta más en mi vida profesional y
acompañarme en todo momento.
A mi mama, símbolo de gran admiración y dedicación.
A mi esposa, por ser parte importante en mi vida personal y profesional.
A mis hermanos, por ser el ejemplo de lucha.
A mis hijas, quienes me han impulsado a superarme cada vez más y la alegría de
toda mi familia.
A todos ustedes… que de una u otra forma han contribuido en este nuevo logro.
AGRADECIMIENTOS
Mil gracias a la ilustre Universidad del Zulia - División de Postgrado de Ingeniería,
por ser pilar fundamental para la adquisición de conocimientos para cualquier
profesional.
Un especial agradecimiento al Ing. Rubén Pérez por darme la oportunidad de
cumplir este nuevo reto en mi vida profesional.
Al Profesor Jorge Barrientos, quien con sus sabias palabras y asesorías han hecho
posible la culminación de este trabajo de grado. Gracias por compartir conmigo sus
conocimientos, sus anécdotas y sus experiencias.
A mis compañeros del Complejo Petroquímico Ana María Campos, personal de
procesos y producción de las plantas LGN I y II, gracias por su apoyo incondicional.
TABLA DE CONTENIDO
RESUMEN……………………………………………………………………….. 3
ABSTRACT………………………………………………………………………. 4
DEDICATORIA…………………………………………………………………… 5
AGRADECIMIENTOS…………………………………………………………… 6
TABLA DE CONTENIDO……………………………………………………….. 7
LISTA DE FIGURAS…………………………………………………………….. 11
LISTA DE TABLAS………………………………………………………………. 12
INTRODUCCIÓN………………………………………………………………… 13
CAPITULO I
EL PROBLEMA………………………………………………………………….. 16
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema………………………….. 16
1.2 Justificación e Importancia de la Investigación………………………. 17
1.3 Objetivos………………………………………………………………….. 18
1.3.1 Objetivo General…………………………………………………. 18
1.3.2 Objetivos Específicos……………………………………………. 18
1.4 Alcance……………………………………………………………………. 19
CAPITULO II
MARCO TEÓRICO………………………………………………………………. 20
2.1 Descripción General de la planta de LGN I……………………………. 20
2.1.1 Descripción del proceso………………………………………….. 20
2.1.1.1 Deshidratación de la alimentación………………. 21
2.1.1.2 Extracción de líquidos…………………………….. 21
2.1.1.3 Desmetanización caliente y fría………………….. 22
2.1.1.4 Separación de productos…………………………. 23
2.1.2 Sistema de desmetanización…………………………………….. 24
2.1.3 Turbo expansor EC-1/C-1………………………………………… 25
2.1.4 Torre estabilizadora fría o torre de absorción (V-30)………….. 25
2.1.5 Torre estabilizadora caliente……………………………………… 25
2.1.6 Sistema de gas de sello…………………………………………… 25
2.1.7 Sistema de lubricación…………………………………………….. 26
2.1.8 Intercambiador de calor E-30……………………………………... 26
2.1.9 Bomba de reflujo P-30 A/B………………………………………… 26
2.1.10 Bombas de producto P-1 A/B…………………………………. 26
2.1.11 Sistema de calentamiento……………………………………... 26
2.1.12 Sistema de refrigeración con propano……………………….. 27
2.1.13 Turbina a vapor…………………………………………………. 27
2.1.14 Caja multiplicadora……………………………………………… 27
2.1.15 Tanque flash…………………………………………………….. 28
2.1.16 Tanque acumulador de refrigerante (V-20)………………….. 28
2.1.17 Lista de chequeo de pre-arranque........................................ 29
2.1.18 Sistema de tratamiento de etano (D.G.A)…………………… 29
2.1.19 Sistema manejo y estabilización de condensados…………. 31
2.1.19.1 Sistema manejo de condensados……………… 31
2.1.19.2 Sistema de refrigeración de almacenaje……… . 32
2.1.20 Sistema de suministro de propano a olefinas I/II................... 34
2.1.20.1 Suministro de propano caliente…………………. 34
2.1.20.2 Intercambiador de calor 3102-C1/C2…………… 34
2.1.20.3 Suministro de propano frio……………………….. 35
2.1.20.4 Bombas de transferência de propano................. 35
2.1.21 Sistema de descarga de propano desde buques……………. 35
2.1.21.1 Bombas 3102 JA/JB……………………………… 35
2.1.21.2 Tanque 3101 F……………………………………. 35
2.2 Descripción general de la planta de LGN II……………………………. 36
2.2.1 Procesamiento del gas filtrado…………………………………... 37
2.2.2 Deshidratación…………………………………………………….. 38
2.2.3 Extracción de líquidos…………………………………………….. 39
2.2.4 Proceso de los líquidos en el V-201…………………………….. 39
2.2.5 Vapores en el V-201………………………………………………. 39
2.2.6 Proceso de los líquidos en el V-202…………………………….. 40
2.2.7 Gas en el V-202……………………………………………………. 40
2.2.8 Sistema de recomprensión a alta presión………………………. 41
2.2.9 Sistema criogénico por expansión……………………………….. 41
2.2.10 Corrientes…………………………………………………………… 41
2.2.10.1 Desmetanización y compresión del gas natural… 42
2.2.10.2 Compresión del gas natura……………………….. 42
2.2.10.3 Desetanización……………………………………… 42
2.2.10.4 Despropanización…………………………………… 43
2.2.10.5 Sistema de refrigeración…………………………… 43
2.3 Gas natural………………………………………………………………….. 44
2.3.1 Contaminantes del gas natural……………………………………. 44
2.3.2 Endulzamiento del gas natural……………………………………. 45
2.3.3 Consecuencias de la presencia de gases ácidos………………. 45
2.3.4 Procesos para la remoción de compuestos ácidos…………….. 46
2.3.4.1 Absorción química………………………………….. 46
2.3.4.2 Absorción física……………………………………... 46
2.3.4.3 Híbridos………………………………………………. 46
2.3.4.4 Procesos de conversión directa……………………. 46
2.3.4.5 Procesos con membranas………………………….. 47
2.3.4.6 Procesos criogénicos……………………………….. 47
2.3.4.7 Procesos de lechos sólido………………………….. 47
2.3.5 Procesos de endulzamiento de la corriente de CO2…………….. 47
2.3.6 Tecnología de endulzamiento de la corriente de CO2…………... 48
2.3.6.1 Proceso esponja de hierro………………………….. 48
2.3.6.2 Tamices moleculares………………………………… 50
2.3.6.3 Proceso MADS……………………………………….. 51
2.3.6.4 Chemsweet…………………………………………… 52
2.3.6.5 Sulfatreat……………………………………………… 53
2.3.6.6 Proceso EFCO……………………………………….. 55
2.3.6.7 Proceso Puraspec…………………………………… 56
2.3.6.8 Carbón activado……………………………………… 57
2.3.6.9 Carbón activado tipo CJ…………………………….. 57
2.3.6.10 Proceso oxido de zinc………………………………. 58
2.3.6.11 Slurrisweet…………………………………………… 58
2.3.6.12 Stretford……………………………………………… 59
2.3.6.13 Fosfato tripotasico………………………………….. 59
2.3.7 Deshidratación de gas…………………………………………….. 60
2.3.7.1 Compresión y enfriamiento………………………. 61
2.3.7.2 Enfriar debajo del punto de condensación inicial 61
2.3.7.3 Absorción de agua con un desecante liquido….. 62
2.3.7.4 Adsorción del agua con un desecante solido….. 62
2.3.7.5 Los sistemas delicuescentes…………………… 62
2.3.8 Técnicas de deshidratación de gases para aplicar al CO2…. 62
2.3.8.1 Deshidratación con tamices moleculares……. . 62
2.3.8.2 Deshidratación con el uso de glicoles………… . 63
CAPITULO III
MARCO METODOLÓGICO…………………………………………………….. 64
3.1 Tipo de Investigación……………………………………………………. 64
3.2 Diseño de la Investigación……………………………………………… 65
3.3 Fuentes e Instrumentos de Recolección de Datos………………….. . 65
3.4 Procedimientos empleados en el desarrollo de la Investigación…… 67
CAPITULO IV
RESULTADOS OBTENIDOS
CONCLUSIONES………………………………………………………………… 137
RECOMENDACIONES………………………………………………………….. 138
BIBLIOGRÁFIA…………………………………………………………………… 139
LISTA DE FIGURAS
Figura Página
1 Características Generales de los Procesos de Endulzamiento……..... 47
2 Esquemático Proceso Esponja de Hierro………………………………… 49
3 Esquemático Proceso Tamices Moleculares……………………………. 50
4 Esquemático Proceso MADS……………………………………………… 51
5 Esquemático Proceso Chemsweet……………………………………….. 53
6 Esquemático Proceso SULFATREAT……………………………………. 54
7 Esquemático Proceso EFCO……………………………………………… 55
8 Tecnologías disponibles para la deshidratación del gas natural……… 61
9 Diagrama de Flujo de Proceso de la planta LGN I……………………… 70
10 Diagrama de Flujo de Proceso de la planta LGN II……………………… 72
11 Esquema típico de un reactor de Sulfatreat……………………………… 77
12 Reactores de Sulfatreat……………………………………………………. 78
13 Diagrama de proceso típico de una instalación de Sulfatreat …………… 79
14 Rangos de aplicabilidad del Sulfatreat…………………………………… 79
15 Diagrama de Flujo de Proceso de la Unidad de Purificación de CO2… 81
16 Calor transferido vs. Temperatura para el intercambiador por agua …. 96
17 Factor de corrección LMTD……………………………………………….. 97
18 Número de tubos Vs Diámetro de tubos............................................... 103
19 Viscosidad del agua y de líquidos derivados del petróleo……………… 106
20 Coeficientes de transferencia y resistencias de ensuciamiento……….. 107
21 Coeficientes de transferencia térmica…………………………………….. 109
22 Alturas sugeridas para depuradores………………………………………. 118
23 Tiempo de regeneración de los Adsorbedores…………………………… 130
LISTA DE TABLAS
Tabla Página
1 Comparación entre los diferentes tipos de sustancias……………… 73
2 Características del CO2 venteado a la atmósfera…………………….. 80
3 Estimación del valor de K……………………………………………….. 82
4 Cálculos realizados para obtener la relación L/D del depurador……. 87
5 Características del depurador D-1……………………………………… 94
6 Características del Compresor Requerido C-1……………………….. 95
7 Características de los tubos…………………………………………….. 101
8 Metales típicos con su conductividad térmica………………………… 104
9 Coeficiente global de transferencia térmica…………………………… 105
10 Características del intercambiador E-1………………………………… 113
11 Cálculos realizados para obtener la altura del depurador D-2……… 123
12 Hoja de especificaciones técnicas del depurador D-2………………. 125
13 Características de los Adsorbedores R1-R2..................................... 131
14. Estimación de costos de los equipos de la unidad purificadora……. 133
15. Análisis Económico de la Propuesta Técnica………………………… 136
69
INTRODUCCIÓN
La Planta de Extracción de Líquidos LGN I (El Tablazo I) se encuentra ubicada
en el Complejo Petroquímico El Tablazo, en los Puertos de Altagracia, en la Costa
Oriental del Lago de Maracaibo.
LGN I (El Tablazo I) opera con gas natural proveniente del Lago de Maracaibo.
Las plantas compresoras que envían gas a El Tablazo I son: Lama I, Lago Gas IV,
Ceuta Gas y Lago I. Esta planta consta de dos secciones principales: la primera está
constituida por un tren de enfriamiento que tiene como objetivo separar los líquidos del
gas natural y la segunda por una unidad de endulzamiento con amina que tiene como
función remover el CO2 presente en la corriente de etano que sale de la sección
anterior.
Los productos obtenidos en esta planta son básicamente metano, etano,
propano, butano y gasolina. El gas metano es utilizado dentro de la misma planta como
gas combustible para satisfacer los requerimientos calóricos de los equipos. Además
es utilizado dentro del Complejo Zulia para cumplir los requerimientos energéticos de
otras plantas o como gas de proceso para las Plantas de Amoníaco. Por otro lado, el
etano y el propano son enviados continuamente a las Plantas de Olefinas de este
complejo petroquímico para producir etileno y propileno. Finalmente, los butanos y
gasolinas naturales son enviados a la Refinería de Bajo Grande, propiedad de PDVSA
GAS, en la cual se reprocesan para luego enviarlos a la Refinería de Cardón, propiedad
de PDVSA MANUFACTURA.
De los productos mencionados anteriormente, los de mayor interés económico
para Pequiven, son el etano y el propano, ya que ellos constituyen la principal materia
prima en el procesamiento de los productos olefínicos, los cuales a su vez son materia
prima de los plásticos que encontramos en el mercado nacional e internacional. Por
esta razón, para Pequiven es esencial que esta planta trabaje en su máxima capacidad
y eficiencia.
70
La planta LGN I fue diseñada para procesar 165 MMPCED de gas natural, con
una recuperación del 54% de etano y un 87% de propano.
Sin embargo, en la actualidad se encuentra operando con una corriente de gas
de alimentación de 134 MMPCED (media estadística 1997) y con una recuperación de
etano de 38.4% y de propano de 83.8%. Estas desviaciones en las recuperaciones de
etano y propano se deben básicamente a la tecnología utilizada, variaciones de las
condiciones operacionales del proceso, a la disminución de eficiencia de los equipos
con el transcurrir del tiempo y a cambios bruscos en las composiciones del gas de
alimentación, que han ocasionado que el etano y propano no puedan ser recuperados
eficientemente y fluya en conjunto con el gas metano (gas combustible). Esto
indudablemente ha incrementado la capacidad calórica del gas combustible, sin
embargo, ha disminuido notablemente la producción de etano en la planta.
La planta de LGN II está diseñada para manejar un volumen de gas de 180
MMPCED a 850 lpc y 100º F, a diferencia de la LGN I, en esta planta todo el gas de
entrada es tratado en la unidad de endulzamiento (A-MDEA) para la remoción del
dióxido de carbono, luego pasa hacia la Unidad de Deshidratación para eliminar la
humedad absorbida en la planta endulzadora y evitar la formación de hidratos.
El gas sin CO2 y deshidratado continua su recorrido hacia la Unidad de
Extracción y a través de un Sistema de Refrigeración se le elimina parte de los
hidrocarburos pesados ricos en ETANO (+) que en forma líquida servirán como
corriente principal en la alimentación de la Sección de Fraccionamiento.
El gas procedente de la Unidad de Extracción se comprime en el Sistema de
Compresión hasta 1060 lpc, pasa a la Sección de Expansión/Separación y a través de
dos expansores en serie se baja su temperatura hasta –155º F en la Unidad Criogénica.
El gas y líquidos separados en Sección Criogénica alimentan a la columna de
fraccionamiento o torre Desmetanizadora. La corriente de tope Gas
Metano se entrega a PEQUIVEN como gas combustible y materia prima para la
producción de las plantas de Fertilizantes.
71
La corriente de fondo complementará, conjuntamente con los líquidos de la
Sección de Extracción, la alimentación a la Unidad de Fraccionamiento.
El desglose de los componentes separados ETANO y PROPANO se entregan a
las plantas de OLEFINAS I/II y los BUTANOS (+) se envían a la planta de
fraccionamiento de Bajo Grande.
CAPITULO I: comprende el planteamiento del problema, la descripción del objetivo
general y de los objetivos específicos, justificación, la delimitación y el alcance de la
investigación.
CAPÍTULO II: comprende el marco teórico, el cual consta de los fundamentos teóricos,
definición del proceso y los términos básicos.
CAPÍTULO III: se presenta el marco metodológico, en el cual se incluye el tipo de
investigación, el diseño de la investigación, el procedimiento de la investigación y la
metodología establecida para alcanzar los objetivos trazados.
CAPÍTULO IV: comprende el análisis de los resultados en el cual se estudian y se
analizan los resultados obtenidos, y de esta manera emitir las conclusiones respectivas.
72
CAPITULO I
EL PROBLEMA
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema
Las investigaciones científicas indican que, aparentemente, la cantidad de CO2
atmosférico había permanecido estable durante siglos, en unas 260 ppm (partes por
millón). En los últimos 100 años el CO2 en la atmósfera ha ascendido a 350 ppm a
causa del uso indiscriminado de los combustibles fósiles (carbón, petróleo y sus
derivados). Lo significativo de este cambio es que pudiera provocar un aumento de la
temperatura de la superficie de la Tierra a través del proceso conocido como efecto
invernadero.
Desde 1850 hasta el presente se ha producido un aumento en la temperatura
global de cerca de 1° C. Algunos científicos atribuyen la subida de la temperatura al
aumento de la concentración en la atmósfera de CO2 y otros “gases invernadero” darán
origen a que las temperaturas continúen subiendo. Las estimaciones van de 2 a 6 ° C
para mediados del siglo XXI.
Un acuerdo internacional que aboga por la reducción de las emisiones de CO2 y
otros gases es el protocolo de Kyoto. Para mitigar el efecto invernadero. En todo el
mundo se arrojan a la atmósfera 60.000 millones de toneladas de CO2, el 80%
procedentes del uso del petróleo, del carbón y del gas. Estados Unidos (aporta la cuarta
parte de las emisiones mundiales de CO2).
Con respecto al dióxido de carbono CO2, las emisiones nacionales son apenas el
0,48% del total mundial, esto corresponde a 108,000 toneladas métricas de emisiones
73
de CO2 aproximadamente, lo cual se explica porque el 70% de la generación de
electricidad en Venezuela proviene de centrales hidroeléctricas, y el 30% restante se
genera en plantas termoeléctricas
que consumen gas. Así mismo, el gas es el combustible preferente para satisfacer la
demanda de los sectores industriales, comerciales y domestico.
La solución actual más práctica e inmediata, para contrarrestar la producción de CO2,
se basa en un planteamiento integral denominado “purificación, utilización y
almacenamiento de CO2”.
Como resultado de las consideraciones señaladas anteriormente, surge la
inquietud de purificar la corriente de dióxido de carbono (CO2) a generarse en el
proceso de tratamiento (Endulzamiento del Gas Natural) de las plantas de LGN I y II del
Complejo Petroquímico Ana María Campos a fin de darle la utilización y disposición
más adecuada, y por consiguiente ¿Cuál sería el diseño más apropiado para la unidad
purificadora de la corriente de CO2 que producen las plantas de LGN I y II del Complejo
Petroquímico Ana María Campos?.
1.2 Justificación e Importancia de la Investigación
El desarrollo de esta investigación se justifica, debido a que las plantas de
tratamiento de gas LGN I y II están diseñadas para recuperar etano, propano y mezcla
C4+ de una corriente de 180 MMPCN/D de gas natural. Estas plantas poseen una
unidad de endulzamiento que absorbe por contacto mediante amina (A - MDEA) los
componentes no deseables del gas natural como el Dióxido de carbono (CO2) y las
trazas de Sulfuro de hidrogeno (H2S). Los cuales son arrojados a la atmósfera como
agentes contaminantes y de gran impacto en la evolución del calentamiento global, lo
cual contribuye al efecto invernadero. Por esta razón, La intención principal de este
proyecto es la de diseñar una unidad purificadora de la corriente de dióxido de carbono
CO2.
Por otra parte, en el ámbito metodológico, permite el uso de técnicas de
recolección de información tales como: revisión documental, observación directa,
74
entrevistas estructuradas que permitan obtener información veraz del objeto de estudio.
Además puede servir de referencia a otras investigaciones.
En el ámbito profesional pondrá de manifiesto los conocimientos adquiridos
durante la carrera y permitirá sentar las bases para otros estudios que surjan partiendo
de la problemática aquí especificada.
En lo social la información contenida representa un avance en las actividades de
purificación de CO2, con este estudio y análisis se logrará de manera adecuada el uso
apropiado de este contaminante y de esta manera tener un mejor aprovechamiento del
recurso.
Delimitación de la Investigación:
Espacial: El estudio propuesto se realizará en las instalaciones de PEQUIVEN
Complejo Petroquímico Ana María Campos antiguo Tablazo, el cual estará
sustentado con información proveniente de las plantas de LGN I y II. Así como
las instalaciones de la empresa industria venezolana de gas INVEGAS.
Temporal: El tiempo estimado para la ejecución de este proyecto se estima en un
lapso de seis meses.
1.3 Objetivos
1.3.1 Objetivo General
“Determinar la Factibilidad Técnico-Económica de una unidad purificadora de la
corriente de CO2 en las plantas LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María
Campos”
1.3.2 Objetivos Específicos
75
Describir las características de descarga del sistema de endulzamiento del gas
natural en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Identificar las diferentes sustancias para la purificación de la corriente de CO2 que
ofrece el mercado.
Seleccionar la sustancia más apropiada para la purificación de la corriente de
CO2.en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Diseñar una unidad purificadora de la corriente de CO2 para el Complejo
Petroquímico Ana María Campos.
Determinar la factibilidad técnico-económica de la instalación de una unidad
purificadora de la corriente de CO2 en el Complejo Petroquímico Ana María Campos.
1.4 Alcance
El trabajo abarcara el diseño de la sección de purificación de la corriente de CO2 a
través del uso de la tecnología para la remoción del H2S presente y la deshidratación
más adecuada a emplear.
Para la selección de la tecnología a aplicar en esta planta purificadora de CO2, se
tomo en consideración el uso de la tecnología a nivel nacional, selectividad, eficiencia
del proceso, equipos asociados, aspectos de seguridad y disposición final del producto.
76
CAPITULO II
MARCO TEÓRICO
2.1 Descripción General de la planta de LGN I.
Planta L.G.N. I
2.1.1 Descripción del Proceso
Esta planta recibe como alimentación, gas natural proveniente de los pozos del
Lago de Maracaibo. Dicho gas es separado en sus componentes (metano, etano,
propano, butanos y gasolina natural), y éstos son utilizados como alimentación a
diversas plantas dentro y fuera del complejo.
La función de la planta es extraer los líquidos de la corriente de gas natural
mediante su condensación a baja temperatura y alta presión. La temperatura requerida
para la condensación se produce enfriando el gas de alimentación deshidratado, por
medio del intercambio de calor con los corrientes, una de propano refrigerante y la otra
de gas metano frío, el cual queda después de la extracción del líquido, la expansión y
desmetanización del gas de alimentación. Después de la desmetanización, los líquidos
del gas natural son separados por fraccionamiento convencional.
Las principales etapas del proceso son:
Deshidratación de la alimentación.
Extracción de líquidos.
Desmetanización caliente y fría.
77
Separación de productos.
2.1.1.1 Deshidratación de la Alimentación
El gas de alimentación entra al separador (V-1) a una presión de 850 Lpc, una
temperatura que oscila entre 90 y 100 °F y un flujo de 165 MMPCPD. Este separador
es de tipo trifásico, donde el agua libre se deposita en el fondo y se drena
automáticamente.
El gas sale por la parte superior del tambor V-1 y pasa a uno de los dos
deshidratadores V-2 A/B, donde se absorbe el agua mediante lechos de tamices
moleculares.
Estos deshidratadores trabajan en forma cíclica, mientras uno deshidrata gas el
otro lecho se está regenerando. El gas de regeneración, que es una parte del gas
metano, se calienta hasta 570 °F y se pasa a través de los lechos desecantes para
remover el agua, luego se enfría hasta 100 °F y se separa el agua contenida, luego se
reinyecta a la corriente de gas metano.
Los hidrocarburos líquidos drenados en V-1 se envían hacia el separador V-24C
para luego inyectarlo a la torre estabilizadora de condensados SV-01. Este flujo no es
constante ya que el nivel de líquidos condensados depende de la temperatura y
composición del gas de alimentación, sin embargo a 70 °F algunas cantidades de
líquidos se separan en el tambor V-1.
2.1.1.2 Extracción de Líquidos.
La mezcla deshidratada pasa a través del tren de enfriamiento, en donde se enfría
hasta aprox. 1 °F y se condensa el líquido que servirá de alimentación a la
Desmetanizadora fría V-30. El primer intercambiador en el tren de enfriamiento es el E-
1, donde es enfriada la corriente del gas de alimentación hasta 79 °F por intercambio
de calor con el gas metano frío.
78
Luego el gas de alimentación se enfría hasta 27 °F en el rehervidor del
Desmetanizadora, E-5, más tarde pasa al E-2 donde se enfría hasta 20 °F
Intercambiando calor con el gas metano. Del E-2 pasa al E-3, donde se enfría hasta 4
°F por medio de un sistema de refrigeración con propano y finalmente alcanza una
temperatura de aprox. 1 °F intercambiando calor con el gas metano en los
intercambiadores E-4 A/B.
El líquido y el vapor se separan a 817 Lpc y 0.75 °F en el separador de entrada
del expansor (V-4). El nivel de este separador se mantiene por medio de una válvula
de control en la salida del líquido (LV-704); el líquido se expande a través de esta
válvula hasta 812 Lpc y 0.5 °F.
Este líquido se mezcla con una parte de la corriente de gas proveniente del
separador V-4. Esta corriente pasa luego a enfriarse con gas residual hasta –107 °F en
el intercambiador E-30, para luego alimentar a la parte superior de la Desmetanizadora
fría V-30.
2.1.1.3 Desmetanización caliente y fría.
Una corriente de vapor frío del separador V-4 es removida antes de que este vapor
frío fluya al turbo expansor (EC-1) el caudal de la corriente es controlado para que se
adapte y sea un porcentaje del flujo total del vapor frío del separador.
Al retirar esta fracción proporciona una corriente rica en hidrocarburos que es
parcialmente condensada en el enfriador E-30, resultando que una corriente de dos (2)
fases sea alimentada al tope de la torre Desmetanizadora fría V-30 proporcionando un
reflujo para el Adsorbedor y así a su vez mejorando la recuperación de hidrocarburos
líquidos.
La parte de los vapores del V-4, que no van hacia el E-30 se expande desde 817
Lpc y 1 °F hasta 224 Lbs y –84°F a través del Turbo-Expansor (EC-1).
79
La expansión provee la potencia necesaria para el compresor de gas residual (C-1).
Estos líquidos al separarse del vapor, en el fondo de la torre de absorción V-30
(Desmetanizadora Fría) sirven como reflujo de la Desmetanizadora caliente (V-5). Los
fondos de la Desmetanizadora fría V-30 son enviados a través de las bombas P-30 A/B
hasta la parte superior de la Desmetanizadora caliente V-5. La combinación de estas
torres separa el componente más liviano (metano) y parte del CO2.
El calor del rehervidor para la torre V-5 viene de dos fuentes. A través del
enfriamiento de gas de alimentación de la planta en el E-5 y si es necesario,
condensando el producto de tope de la torre despropanizadora (V-9) en el
intercambiador E-17. Los requerimientos normales de calor se consiguen con la
utilización del rehervidor E-5, y no es necesario el paso del producto del tope de la
despropanizadora por el rehervidor E-17.
El producto de fondo de la Desmetanizadora es bombeado a 42 °F como
alimentación a la torre Desmetanizadora V-7.
Los vapores provenientes del plato del tope de la Desmetanizadora es bombeado a
42 °F como alimentación a la torre Desmetanizadora V-7.
Los vapores provenientes del plato del tope de la Desmetanizadora caliente V-5
alimentan al fondo de la Desmetanizadora fría V-30. El gas residual (gas metano) de la
Desmetanizadora fría V-30 (-111 °F y 222 Lpc) se envía hacia el enfriador E-30 donde
se calienta hasta 5 °F.
El gas metano ahora a una temperatura de 5 °F absorbe calor del gas de
alimentación a medida que va pasando por los intercambiadores de calor, gas residual-
alimentación, E-4 A/B, E-2 y E-1. Este gas sale de E-1 a 183 Lpc y 78 °F, y se
comprime hasta 284 Lpc en el compresor C-1, el cual es impulsado por el turbo-
expansor (EC-1).
80
El gas metano se enfría hasta 110 °F y tiene una presión de 250 Lpc a los límites de
batería. Parte de este gas es utilizado en planta como combustible y otra parte se
calienta y circula por las unidades de deshidratación (aprox. 10 MMPCPD).
2.1.1.4 Separación de Productos.
El fondo de la torre V-5, calienta a la Desmetanizadora V-7 a través de las
bombas P-1 A/B para separar el etano y el dióxido de carbono.
El medio de enfriamiento usado en el condensador de tope (E-6) es propano a 32
°F proveniente del sistema de refrigeración mecánica. La fuente de calor en el
rehervidor E-7 (Tipo Kettle) es vapor de agua de 30 Lpc. El etano vapor sale del tambor
de destilado V-8 a 400 Lpc y 41 °F.
El líquido de fondo de la torre V-7, libre de etano y dióxido de carbono, que sale
del rehervidor E-7 alimenta a la torre despropanizadora (V-9). En esta torre también se
utiliza vapor de agua como medio de calentamiento en el rehervidor E-9.
El propano líquido proveniente del acumulador de reflujo V-10 se suben fría
hasta 110 °F en el enfriador E-11, y se entrega a esta temperatura y a 250 Lpc en los
límites de batería, a las plantas de olefinas o al tanque de propano 3101- F.
El butano y los líquidos más pesados salen del despropanizador a 280 Lpc y 251
°F. Estos líquidos se expanden a través de una válvula de control (LV-709), hasta 85
Lpc y 162 °F, y entran a la desbutanizadora (V-11). El rehervidor de la desbutanizadora
(E-16), utiliza vapor de agua de baja presión como medio de calentamiento. El butano
líquido se bombea desde el acumulador de reflujo V-12 a través del enfriador E-15
hasta el tanque de almacenamiento de butanos TK-3102 o hacia los tanques de
reproceso.
81
El producto de fondo de la desbutanizadora es gasolina (pentano +), y se enfría
hasta 110 °F en el enfriador E-10, antes de ir hacia el tanque de almacenamiento de
gasolina TK-3202 o hacia los tanques de reproceso.
2.1.2 Sistema de Desmetanización
El objetivo del sistema de desmetanización es el de eliminar el hidrocarburo
metano (CH4) y el dióxido de carbono (CO2) de la corriente del gas de alimentación a la
Planta L.G.N. I, con la finalidad de entregarla como materia prima a las Plantas de
Fertilizantes y al resto de las plantas en el Complejo como gas combustible.
2.1.3 Turbo-Expansor EC-1/C-1
La finalidad de esta unidad es la de expandir el gas de alimentación contenido en
el separador de alta presión V-4 de 820 Lpc y 0 °F a 335 Lpc y –84 °F para condensar
los hidrocarburos pesados contenidos en esta corriente, para luego inyectarlas en la
torre estabilizadora fría (V-30).
2.1.4 Torre Estabilizadora Fría o Torre de Absorción (V-30).
La finalidad de esta torre es la de recibir las corrientes frías de gas y líquidos
provenientes de la descarga del Expansor y el V-4 para generar líquidos que sirvan
como reflujo a la torre estabilizadora caliente (V-5) para garantizar una buena
separación del metano y el CO2.
Esta columna está constituida íntimamente por 2 zonas de rectificación en la
cual el tiempo de residencia es producido por dichas áreas. Es totalmente construida
por acero inoxidable y empacada.
Las zonas de empaque están ubicadas en la parte superior una con altura
aproximada de 2’6’’ y el packing es de 2 ½’ y la otra con una altura aproximada de 18’ y
el packing es de 3 ½’’.
82
2.1.5 Torre Estabilizadora Caliente (V-5).
La finalidad de esta columna al igual que la estabilizadora fría es la de lograr la
separación de los componentes más livianos de la corriente del gas de alimentación
(Metano y CO2).
2.1.6 Sistema de Gas de Sello
La función de este sistema es la de garantizar que no haya pase de aceite del
sistema de lubricación al proceso a través de los sellos laberínticos.
2.1.7 Sistema de Lubricación.
La finalidad del sistema de lubricación es la de proveer a la unidad un aceite ya
enfriado y filtrado que garantiza una buena lubricación en los cojinetes
(Expansor/Compresor).
2.1.8 Intercambiador de Calor E-30.
Este equipo es construido totalmente en aluminio y su función en el proceso es la de
enfriar las corrientes de gas y líquido proveniente del separador de alta presión V-4
intercambiando calor con la corriente del tope de la torre estabilizadora fría (gas
residual).
2.1.9 Bombas de Reflujo P-30 A/B.
Este sistema está diseñado para manejar todos los líquidos contenidos en la torre
estabilizadora fría para descargarlas a la torre estabilizadora caliente como reflujo, con
el objeto de garantizar la calidad del producto del tope (Gas Residual) y obtener la
mayor recuperación de etano y propano.
83
2.1.10 Bombas de Producto P-1 A/B.
La función de este sistema es la de bombear el líquido del fondo de la torre
estabilizadora caliente que va a la succión como alimentación al sistema fraccionador
de etano en la torre de fraccionamiento V-7.
2.1.11 Sistema de Calentamiento. ´
El calor requerido para el buen funcionamiento del sistema y poder garantizar la
calidad del producto viene de 2 fuentes a través del enfriamiento del gas de
alimentación de la planta en el E-5 y si es necesario, condensando parte del producto
del tope de la torre despropanizadora (V-9) en el intercambiador E-17. Los
requerimientos normales de calor se consiguen con la utilización del rehervidor E-5, sin
ser necesario el paso del propano del tope de la torre despropanizadora por el
rehervidor E-17.
2.1.12 Sistema de Refrigeración con Propano (C-2)
Este sistema tiene como objetivos principales enfriar el gas de alimentación en el
intercambiador E-3 para condensar los hidrocarburos pesados (C3; C4; C5) de esta
corriente y condensar parte del producto del tope de la torre desetanizadora para
obtener una corriente líquida que actúe como reflujo y que garantice una buena calidad
del producto de tope de dicha columna.
El sistema de refrigeración está compuesto por los siguientes equipos asociados,
una turbina a vapor; una caja multiplicadora, un compresor, un condensador y un
tambor acumulador de líquido.
2.1.13 Turbina a Vapor
Esta unidad proporciona la energía requerida para el compresor (2875 caballos de
fuerza), transformando la energía del vapor en energía mecánica.
84
2.1.14 Caja Multiplicadora
Llena una sola función, la de transmitir la energía requerida del compresor,
desde la velocidad de operación de la turbina (5.000 R.P.M.), hasta la velocidad
requerida por el compresor (12.561 R.P.M.).
Condensador de Descarga
Recibe la presión alta y el refrigerante de temperatura correspondiente alta
cuando se descarga del compresor. Dentro del condensador de calor se transfiere del
refrigerante a 5.450 G.P.M. de agua para enfriamiento en 90 °F circulada a través de
los tubos. La extracción del calor continúa hasta que la temperatura del gas baje a la
temperatura que corresponda a su presión bajo la relación de presión/temperatura, es
decir 110 °F.
En este punto, el refrigerante se despoja de su calor latente y se transforma en un
líquido. El monto de calor actualmente extraído en el proceso de condensación es el
exceso del monto del calor que el refrigerante había absorbido en los intercambiadores.
2.1.15 Tanque Flash
Este sistema tiene como función mantener un sello de líquido entre el condensador
de descarga y el tanque acumulador de refrigerante. El refrigerante líquido fluye desde
el condensador a una cámara de flotación vertical que está equipada con un sistema de
válvula neumática para controlar un nivel. Esta válvula crea una expansión del
refrigerante que está ubicado entre la cámara de flotación y el recipiente economizador.
2.1.16 Tanque Acumulador de Refrigerante (V-20)
Durante los períodos de operación, este recipiente aumenta la eficiencia de la
operación del sistema, enfriando repentinamente al refrigerante en líquido
alimentándolo hacia los intercambiadores de calor.
El refrigerante saliendo del condensador se expande desde una presión de
condensación hasta una presión de 117,6 Lpc dentro del recipiente economizador.
85
Debido a la reducción de presión a que se expone el líquido expandido, una porción
del líquido se transforma en un gas a través de la vaporización y así enfría al líquido
restante desde la temperatura de condensación hasta aproximadamente 66 °F, el gas
refrigerante vaporizado pasa entonces hasta el tercer impulsor del compresor. La
eficiencia del sistema se aumenta porque este refrigerante vaporizado se comprime a
través de únicamente uno de los tres impulsores y no a través del rango completo de
presión que sería producido si todo el líquido de 110 °F fuese expandido directamente a
los vaporizadores respectivos.
Como segunda función, este recipiente también sirve como recipiente de operación
y almacenamiento para la planta. Durante la operación, la cantidad de refrigerante
requerido en los vaporizadores es normal, el excedente de refrigerante se mantiene
almacenado en este recipiente.
2.1.17 Lista de Chequeo de Pre-Arranque
Antes de proceder con el arranque de la unidad se deben cumplir con los
siguientes pasos.
Verifique que todas las válvulas de entrada y salida del condensador y enfriador
de aceite del sistema de agua de enfriamiento estén abiertas; teniendo el solenoide de
3 SOL energizado desde una fuente de potencia externa desde el tablero de control.
Haga circular agua a través de los componentes del sistema para establecer el
flujo de especificación a través del condensador y los enfriadores de aceite.
2.1.18 Sistema de Tratamiento de Etano (D.G.A)
El Etano que sale del desetanizador tiene una cantidad considerable de dióxido
de carbono (CO2), por lo que es necesario tratarlo a fin de que cumpla con las
especificaciones. El etano sale del acumulador de reflujo V-8 a 400 LPC y 42 °F, para
86
el intercambiador E-13 en donde se calienta a 63 °F al intercambiador calor con el
etano tratado. Al salir del E-13 pasa a la torre de absorción V-15, donde se absorbe el
dióxido de carbono (CO2) en una solución de diglicolamina en agua (D.G.A).
El gas ácido proveniente del tope del desetanizador V-7 entra a la torre
absorbedora V-15 y sube en contracorriente a la solución amina que desciende. El gas
purificado sale por el tope del absorbedor. La solución de amina fluye en el absorbedor
en contracorriente al gas ascendente y se combina con el sulfuro de hidrógeno (H2S) y
el dióxido de carbono (CO2) del gas. La amina enriquecida resultante sale del
absorbedor por el fondo, fluye a través de una válvula automática accionada por el LC-
715, hacia el tanque de vaporización (Flash Tank), de amina enriquecida (V-23). Los
gases provenientes del Flash de la amina rica, se utilizan como combustible o son
quemados en el mechurrio.
La amina requerida luego del flash, es filtrada en los F-3, F3A, F3B y
posteriormente pasa al intercambiador de calor E-22, donde intercambia calor con la
amina pura (pobre), proveniente de la torre de despojamiento (V-16), en la cual entra
por la parte superior (a nivel del tercer plato); comienza a descender en contracorriente
con vapores provenientes de los rehervidores de amina que fluyen ascendentemente.
Este calor sirve para invertir la reacción entre la amina y el gas ácido, liberando los
gases ácidos de la solución y regenerando la amina.
Los gases ácidos y el exceso de vapor salen por el tope de la columna y van por
el condensador de reflujo E-23. El condensador de reflujo (E-23), enfría los gases
ácidos y condensa el exceso de vapor. La corriente enfriada fluye al acumulador de
reflujo V-17, el cual separa los gases ácidos y el vapor condensado. El condensado se
bombea a través de las P-9 A/B al plato del tope de la columna despojadora (V-16),
como reflujo. Los gases ácidos fluyen a través del control PC-318 hacia gas
combustible o al mechurrio.
La columna despojadora V-16 alimenta a los dos rehervidores de fuego directo
H-2 A/B al igual que alimenta por medio de una corriente lateral al regenerador H-3.
87
Toda esta corriente lateral se vaporiza y se devuelve a la columna como corriente de
despojamiento. La amina pura (Pobre), fluye desde los rehervidores hasta el
intercambiador de calor de amina E-22, en donde se enfría a 211 °F antes de ir al
tanque acumulador de amina V-22.
La amina pura (Pobre), se bombea por medio de las P-10 A/B y P-8 A/B desde el
tanque acumulador de amina V-22 hacia el plato del tope de la torre absorbedora V-15,
pasando previamente por un enfriador con aire de sección forzada E-25 y un enfriador
con agua E-21 donde la temperatura baja a 105 °F, antes de entrar a la torre, donde se
cierra el ciclo.
El sistema de tratamiento de etano tiene como función absorber los gases ácidos
tales como sulfuro de hidrógeno (H2S y dióxido de carbono (CO2) presentes en el etano
a fin de garantizar la especificación del mismo hacia las plantas de Olefinas.
Funcionamiento
El proceso utiliza una solución acuosa al 70% de D.G.A., como agente tratante.
Como esta solución se pone en contacto íntimo con un gas que contiene sulfuro de
hidrogeno (H2S) y dióxido de carbono (CO2) dentro de un absorbedor, se produce una
reacción química. Está es una reacción reversible, la cual, cuando se incrementa la
temperatura, cambia el equilibrio hacia la izquierda. Esto significa que la amina fría se
combina con sulfuro de hidrogeno (H2S) y dióxido de carbono (CO2) dentro de un
absorbedor. La solución ácida se calienta, primero por intercambio de calor y
posteriormente con vapor en la columna de despojamiento. Este calentamiento cambia
el equilibrio a la izquierda, lo cual libera sulfuro de hidrógeno (H2S) y dióxido de
carbono (CO2), regenerando la diglicolamina (D.G.A). El sulfuro de hidrógeno (H2S) y el
dióxido de carbono (CO2) liberado se remueven del sistema. La amina regenerada se
enfría, primero por intercambio de calor y luego por medios externos, siendo recirculada
luego al absorbedor para completar el ciclo.
88
Esta unidad de endulzamiento de aguas está diseñada para tratar un volumen de
etano de 14,2 MMPCED a una presión de entrada de 350 Lpc y una temperatura de
entrada de 100 °F. El contenido máximo de dióxido de carbono (CO2) es de 11,44%.
La tasa de circulación de amina (DGA) por diseño es de 204 GPM con una
concentración de DGA del 70% en peso.
2.1.19 Sistema Manejo y Estabilización de Condensados
2.1.19.1 Sistema Manejo de Condensados
La función de este sistema es la de separar los líquidos provenientes de los
gasoductos de 16” y 20” para luego por diferencial de presión enviarlos a la unidad de
estabilización en la Planta L.G.N. I.
El gas suministrado al Complejo Petroquímico El Tablazo, por cambios de
presión y temperatura tiende a formar líquidos de las fracciones más pesadas (butanos
y gasolina).
Estos líquidos son separados en dos unidades de separación trifásicas que son
los V-24 A/B, luego por diferencial de presión y mediante un control de nivel son
pasadas por un tercer separador (V-24 C) de baja presión 360 Lpc, para separar el
agua de los hidrocarburos líquidos.
El agua será separada por decantación y enviada a la fosa de quema que está
ubicada en Puerto Miranda, los líquidos serán enviados a la unidad de estabilización de
condensado para eliminar las fracciones de hidrocarburos livianos (Metano y Etano).
Luego el producto restante de la estabilización será una mezcla de propano, butano y
gasolina que será tratada en el área de fraccionamiento de la Planta L.G.N. I.
2.1.19.2 Sistema de Refrigeración de Almacenaje
Unidad de refrigeración de propano 3101-L está provista con dos compresores
de refrigeración centrífugos marca York (3101-LJ1/3101-LJ2), de los cuales opera uno y
89
el otro permanece como respaldo. El sistema de refrigeración provee la carga para los
siguientes servicios:
Enfriamiento del propano producto desde las plantas de LGN I/II antes de ser
almacenado en el 3101-F.
Condensación de los vapores producidos en el tanque 3101 F, el desplazamiento
del líquido en el tanque de propano y durante carga y descarga de buques.
Enfriamiento del butano líquido en exceso, producto de las plantas de LGN I y II
antes de ser almacenado en el tanque de butanos 3201-F.
El propano líquido proveniente de la Planta LGN I a 100 °F y 250 lpc se recibe
en el tambor de expansión de propano de alta presión 3101-LF1. Este tambor opera a
40 °F y 71.3 lpc con un control de presión (PC-001) de los vapores que van a la succión
de la 3era etapa del compresor.
El nivel de líquido formado por la expansión, se controla localmente en un 40 %
con la LV-2, enviándolo al tambor de expansión de baja presión 3101-LF2. El líquido
del tambor de alta presión se utiliza en el enfriador de butano 3202-C y en el enfriador
de vapores de butano de retorno 3203-C (ver diagrama de flujo en Anexo 1).
El tambor de expansión de baja presión 3101-LF2 opera a -16 °F y 19.8 lpc con
un control de presión (PC-002) de los vapores que van a la succión de la segunda
etapa del compresor. El nivel del líquido de este tambor se controla localmente en un
40 % con la LV-3102, enviándolo al tanque de almacenamiento.
El líquido de este tambor de expansión; se usa también para el enfriamiento de
los vapores que entran al tambor de expansión a presión atmosférica 3101-LF3 a través
de la válvula de control de temperatura TCV-001. Los vapores de propano que se
utilizan como refrigerante en los intercambiadores de butano 3202-C y 3203-C retornan
al tambor de expansión de baja presión.
90
Los vapores del tanque de almacenamiento de propano se unen con el flujo de
recirculación de la descarga del compresor para entrar al tambor de expansión
atmosférico 3101-LF-3, el cual opera a -49 °F y 3 in H2O y normalmente su nivel es
cero. Este tambor; tiene un control de nivel, a través de una válvula automática que
inyecta gas caliente de la salida del condensador, para evaporar los líquidos presentes.
Adicionalmente, de la línea de descarga de los compresores, sale una alimentación
manual de gas caliente a este tambor, para ayudar a disminuir los líquidos que se
condensan durante operación normal, y así evitar la entrada de líquidos a la succión del
compresor.
Los gases de descarga del compresor pasan a través de un condensador (3101-LC1),
el cual opera con agua de la torre de enfriamiento de la planta de Olefinas I. El propano
condensado; se acumula en el tambor piloto 3101-LO, desde donde se envía al 3101-
LF1 por control de nivel con la LV-1.
La succión de la 2da y 3ra etapa tienen un control de flujo mínimo (FC-002/FC-
001), los cuales actúan con las válvulas de recirculación de las etapas (2HGV/1HGV).
Este sistema, permite minimizar eventos de ondeos en los compresores que puedan
causar daños mecánicos en los mismos.
Todos los tambores del sistema, tienen facilidades de drenaje por el fondo de los
mismos hacia el evaporador de propano con etanol 3104-F, el cual está colocado
dentro del dique del tanque de almacenamiento. Los vapores formados retornan
nuevamente al tanque 3101 F.
2.1.20 Sistema de Suministro de Propano a Olefinas I/II
2.1.20.1 Suministro de Propano Caliente
El objetivo del sistema, es suministrar propano caliente a las plantas de Olefinas
I/II, calentando el propano de descarga de las bombas 3102-JA/JB desde –49 °F a 100
°F, a través del intercambiador 3102-C1/C2, intercambiando calor con una corriente de
etanol proveniente del área de almacenaje olefinas (ver diagrama de flujo en Anexo 1).
91
Este sistema tiene una conexión (válvula manual) hacia la descarga de las
bombas de suministro de propano a línea fría 7110 R/M que se discutirán
posteriormente. Esta facilidad sirve como respaldo para envío de propano por línea fría
con las 3102 JA/JB o para envío de propano por línea caliente de la descarga de las
7110 R/M.
2.1.20.2 Intercambiador de Calor 3102-C1/C2
Capacidad disponible 9.75 MMBTU/HR. El medio de calentamiento es etanol a
180 °F el cual es suministrado por el área de almacenaje de Olefinas.
Bombas de Transferencia de Propano:
Existen 2 bombas de transferencia de propano por la línea caliente de igual
capacidad de bombeo (390 gpm) con la diferencia que una es movida por un motor
eléctrico (3102 JA) y la segunda es movida por una turbina a vapor (3102 JB). Parte del
flujo descargado por estas bombas, es utilizado para el enfriamiento de la línea de
carga al muelle de líquidos. La recirculación de estas bombas retorna al tanque 3101 F,
por el tope del mismo.
2.1.20.3 Suministro de Propano Frio
La función de este sistema es la de suministrar propano líquido a –45 °F desde el
tanque de almacenamiento 3101-F hasta la planta de olefinas II a través de la línea fría.
2.1.20.4 Bombas de Transferencia de Propano
Existen dos bombas de transferencia de propano por la línea fría de igual
capacidad de bombeo (716 gpm) ambas movidas por un motor eléctrico (7110 R/M). La
recirculación de estas bombas retorna al tanque 3101 F, por el fondo del mismo.
92
2.1.21 Sistema de Descarga de Propano desde Buques
La función de éste sistema es descargar propano líquido de terceros desde
buques a través del sistema de tuberías existentes desde el muelle de líquidos hacia el
tanque de almacenamiento de propano 3101-F. La línea de transferencia desde el
muelle debe enfriarse antes de iniciar la descarga; primero con vapores de propano a –
20 °F y posteriormente con propano líquido a –40 °F para evitar cristalización de la
tubería.
2.1.21.1 Bombas 3102 JA/JB
Estas bombas suministran el propano utilizado para el enfriamiento de la línea de
transferencia, y el propano para la línea caliente a Olefinas.
2.1.21.2 Tanque 3101 F: donde se almacena el propano descargado del buque.
3101 C: la función de éste intercambiador es la de vaporizar una corriente de propano
líquido proveniente de la descarga de las 3102 JA/JB para la primera etapa de
enfriamiento de la línea de transferencia. El calentamiento del propano se realiza con
etanol.
2.2 Descripción General de la planta de LGN II
El objetivo de la planta de LGN II, es la de extracción del METANO, ETANO y los
líquidos PROPANO y BUTANOS del gas rico suministrado desde las plantas
compresoras del Lago de Maracaibo. La planta tiene una capacidad para procesar 180
MMPCED de gas rico a 850 lpc y 100º F. El gas rico llega a la estación V-24,
específicamente al separador trifásico V-24B. El agua libre separada es enviada a la
fosa de quema, los hidrocarburos líquidos salen del separador por un control de nivel y
son enviados hacia la ESTABILIZADORA DE LIQUIDOS SV-01 y por el tope del
93
separador sale el gas hacia la planta de LGN II por una tubería de 12 pulg a una
presión de 850 lpc y 100º F.
La planta fue construida en dos fases, la primera fue diseñada para procesar 120
MMPCED de gas rico utilizando un sistema de turbo expansores para alcanzar
temperaturas criogénicas hasta –90º F con un gas parcialmente deshidratado para una
recuperación de 70% de propano, 95% de butanos y la totalidad de los componentes
más pesados. En la siguiente fase la planta ya podía manejar 180 MMPCED a esta fase
es incorporado un sistema de tratamiento de gas con amina (UCARSOL 422) para
remover todo el dióxido de carbono y trazas de sulfuro de hidrogeno, contenidos en el
gas de alimentación, además se incorpora un sistema de refrigeración mecánica para
aumentar la extracción de líquidos, asimismo fue aumentada la capacidad de
deshidratación a fin de lograr un gas completamente deshidratado.
El gas endulzado, deshidratado o seco al ser manejado a través del sistema de
turbo expansión permite alcanzar temperaturas criogénicas hasta –155º F, a fin de
lograr la recuperación de 90% de etano, 99% propano y la totalidad de los líquidos más
pesados.
La planta está compuesta de las siguientes unidades básicas:
Endulzamiento o Sistema de tratamiento de gas con AMDEA
Sistema de deshidratación con tamices moleculares
Sistema de extracción y estabilizadora de líquidos (T-102)
Sistema de compresión de alta presión (turbina solar)
Sistema criogénico por expansión (expansores de alta y baja presión)
Desmetanización (T-1) y compresión de gas residual a baja presión
Desetanización (T-203)
Despropanización (T-204)
Alimentación Planta LGN II. Proceso
94
El gas de alimentación llega a la LGN II a 850 lpc y 100º F. Es recibido primero en
un separador bifásico V-13, donde todos los hidrocarburos líquidos son separados y
enviados a través de la válvula controladora de nivel LCV-120, hacia la planta
estabilizadora de liquidos SV-01 ubicada en la LGN I. El gas sale del separador por una
tubería de 12 plg y va hacia los filtros F-1 y F-101 los cuales operan en paralelo para
remover las partículas o sólidos mayores a un micrón. De los filtros sale el gas que va
hacia la sección de endulzamiento o tratamiento de gas.
2.2.1 Procesamiento del gas filtrado
El gas filtrado pasa al sobrecalentador de gas tratado E-213 lado carcaza, donde la
temperatura es elevada hasta 109º F. Luego entra por el fondo de la torre contactora de
amina T-201 fluyendo hacia el tope de la torre en contracorriente con la amina aMDEA
al 45% en peso, que viene bajando.
En esta operación la amina absorbe por contacto: dióxido de carbono CO2 y trazas
de sulfuro de hidrogeno H2S, saliendo por el tope de la torre un gas completamente
endulzado a una temperatura 132º F, continua a través de enfriador aéreo AC-205 (fin
fan cooler), bajando la temperatura a 120º F, para de nuevo pasar por el intercambiador
E-213 pero ahora por el haz tubular, donde se enfría a 110º F.
Salida del gas: El gas al salir del intercambiador E-213 se dirige hacia el depurador
de gas tratado V-215, donde por el fondo se separa la amina o condensados que
pueden ser arrastrado con el gas, y regulado por una controladora de nivel va
directamente al tanque de vaporización de amina V-207, aquí la amina rica se expande
y se extraen parte de los hidrocarburos absorbidos, luego la amina es filtrada en los F-
202 A/B para retirar los sólidos y posteriormente es calentada en el intercambiador
amina rica/amina pobre E-208 y E-208 A.
Del tope de la T-202 pasa al enfriador aéreo AC-204, los líquidos condensados se
separan en el tambor V-209 y son retornados como reflujo a la torre. El fondo de la torre
es enviado a los rehervidores E-209 A/B, que a su vez retornan los vapores a nivel
medio de la torre. El líquido de rebose de estos rehervidores es enviado de regreso al
intercambiador E-208 / E-208 A. Luego la amina pobre entra al tambor de reposición V-
95
208, de donde se succiona por las bombas P-206 A/B, para enviar el flujo a los
enfriadores aéreos AC-203 A/B/C/D. Estos enfriadores bajan la temperatura a la
corriente de amina pobre antes de ser succionada por las bombas P-204 A/B/C.
2.2.2 Deshidratación
El gas rico endulzado en la planta de amina (Ucarsol) fluye a cinco deshidratadores
verticales D-1 A/B/C/D/E, que tienen como función eliminar la humedad del gas hasta
menos de 1 ppm de vapor de agua para evitar el congelamiento y la formación de
hidratos que obstruyan las cajas frías.
Estos deshidratadores trabajan en forma cíclica, donde tres actúan en operación
normal y los otros dos se están regenerando.
El proceso de regeneración se debe realizar después que cada deshidratador lleve
operando 530 minutos. Para regenerar cada uno de los lechos se debe despresurizar
desde 850 hasta 250 lpc (11 minutos), calentar desde 100 hasta 550º F (180 minutos),
enfriar a 100º F (150 minutos) y por último se lleva a la presión de operación de 850 lpc
(19 minutos). Esta secuencia es controlada por el sistema de control distribuido por
medio de las válvulas ubicadas en cada deshidratador.
Ciclo de secado: Una vez regenerados los deshidratadores quedan en periodo de
espera hasta entrar al ciclo de secado, después que el gas ha sido secado, está en
condiciones de ser preparado para entrar al sistema de Extracción de líquido donde
están las cajas frías E-201 A/B.
El gas debe pasar por los filtros F-2 y F-201 para eliminar partículas de polvo de
arrastre de los deshidratadores producto de las fluctuaciones de presión que existen al
momento de presurizar cada uno de los lechos con gas rico.
2.2.3 Extracción de Líquidos
El gas endulzado, deshidratado y filtrado entra al sistema de Extracción de Líquidos
dividido en dos partes:
96
La primera parte de mayor proporción (85%) pasa por el intercambiador gas/gas E-
201 A en el que baja su temperatura de 110º F hasta 63º F, luego pasa hacia el
enfriador de gas caliente E-201C donde se enfría con el propano del sistema de
refrigeración hasta alcanzar una temperatura de 31º F.
La segunda parte del gas de menor proporción (15%) fluye hacia el intercambiador
gas/condensado E-201B, donde se enfría con los líquidos provenientes del tambor de
expansión intermedio V-203 para alcanzar una temperatura de 25º F.
2.2.4 Proceso de los Líquidos en el V-201
Estas dos corrientes se unen y entran al separador intermedio V-201
Los líquidos que se obtienen en el V-201 están a 800 lpc y 30º F, salen a través de una
válvula reguladora de nivel y caen al tambor de expansión intermedio V-203 donde
alcanza una temperatura de 8º F y una presión de 385 lpc, los líquidos que se producen
por la expansión salen por el fondo a través de la válvula controladora de nivel hacia el
intercambiador de calor gas/condensado E-201 B para enfriar la segunda parte del gas
de alimentación, luego continua hacia el calentador de gas de desecho E-210 donde
alcanza una temperatura de 90º F, de allí se dirige hacia la torre estabilizadora caliente
T-102. Otra de las corrientes que entra a esta torre, son los vapores que salen por el
tope del tambor de expansión intermedio V-203 a una presión de 385 lpc controlados
por la válvula controladora de presión.
2.2.5 Vapores en el V-201
Los vapores que salen por el tope del separador intermedio V-201 se dividen en dos
corrientes de gas:
La primera de mayor flujo (80%) fluye a través de los tubos del intercambiador de
gas pobre/gas fría E-202 A, y se enfría hasta una temperatura de –5º F, luego continua
hacia el enfriador de gas frío E-202 C e intercambia calor con el sistema de
refrigeración de propano alcanzando una temperatura de –28º F.
97
La segunda corriente de gas pasa por un intercambiador gas frío/condensado E-202
B donde alcanza una temperatura de –35º F
Estas dos corrientes se unen y fluyen hacia el separador final V-202 a una presión de
790 lpc y –30º F.
2.2.6 Proceso de los líquidos en el V-202
Los líquidos obtenidos del separador final V-202 salen por el fondo a través de la
válvula reguladora de nivel y continua hacia el tambor de expansión final V-204 en
donde se enfría hasta alcanzar –48º F y una presión de 535 lpc. Los líquidos que se
producen por la expansión fluyen al intercambiador gas frío/condensado E-202 B,
donde intercambia calor con una de las corrientes que viene del tope del separador
intermedio V-201 hasta alcanzar una temperatura de 20º F y continua directamente
hacia la torre estabilizadora caliente T-102.
2.2.7 Gas en el V-202
Por el tope del separador final V-202 el gas fluye hacia los intercambiadores gas
pobre/gas E-202 A y E-201 A, de allí la corriente alcanza una temperatura de 100º F y
780 lpc y va hacia el sistema de recompresión de alta presión.
La torre estabilizadora de Líquidos calientes T-102, está compuesta por 38 platos y
está diseñada para operar a –87º F y 390 lpc en el tope y 89º F con 395 lpc en el fondo.
Los vapores que se producen van directamente a la torre desmetanizadora T-1, los
Líquidos que se producen alimentan a la torre desetanizadora T-203
98
2.2.8 Sistema de Recompresión a Alta Presión
La corriente de gas pobre en líquidos a 100º F y 780 lpc, el cual ha sido enfriado en
los intercambiadores E-201 A y E-202 A de la sección de extracción de líquidos, el gas
es comprimido y enfriado hasta 1060 lpc y 120º F.
Este sistema de recompresión está compuesto por compresores centauro de alta
presión: C-4 B, C-5B, C-6B y C-7B. Estos compresores están acoplados a las turbinas
T-1, T-2, T-3 y T-4 respectivamente. Además en el mismo eje están acoplados los
compresores de baja presión o de gas residual.
La descarga de gas de estos compresores es enfriada por los ventiladores (Fin Fan
Cooler) AC-2B, AC-3B, AC-4B y AC-5B, la salida caen a un cabezal común y de allí van
a una depurador de descarga de los compresores V-7, desde aquí los vapores fluyen al
SISTEMA CRIOGÉNICO, mientras que los líquidos son enviados a la estabilizadora de
líquidos T-102.
2.2.9 Sistema Criogénico por Expansión
El gas seco comprimido a alta presión 1060 lpc y 120º F se divide en dos corrientes:
La primera controlada por una válvula de flujo (70%) pasa por los intercambiadores
E-2 A y E-215 A bajando su temperatura a –52º F.
La segunda parte (30%) fluye hacia los intercambiadores E-3 A y E-3 B, luego pasa por
el sub-enfriador con propano E-212 bajando su temperatura a –28º F.
2.2.10 Corrientes.
A la salida de los intercambiadores E-4 y E-2B estas dos corrientes se unen y entran
al separador de succión V-4 del expansor de baja presión EX – 2, la corriente de salida
del separador esta a –118º F y 515 lpc. Los vapores fluyen al expansor de baja presión
EX – 2 donde se expande el gas hasta 263 lpc y –155º F. Los hidrocarburos líquidos
que salen del V-4 pasan por una válvula controladora de nivel y se unen con la
99
descarga del expansor EX – 2, fluyendo directamente hacia el tope de la torre
Desmetanizadora T-1.
Los Líquidos que salen del separador de gas frío V-3 controlados por una válvula,
pasan al separador de líquido frío V-17 en donde los líquidos pasan a la torre
Desmetanizadora caliente T-102 y los vapores se unen a los líquidos del V-4 y pasan a
la torre T-1
2.2.10.1 Desmetanización y Compresión del Gas Natural
La torre Desmetanizadora T-1, es una torre empacada que opera en el tope a una
presión de 270 lpc y una temperatura de –151º F; y en el fondo a 19º F y 275 lpc. Los
gases que salen por el tope de la torre T-1 van a los intercambiadores E-2 A/B y E-215
A/B que están en la sección criogénica por expansión a la salida de estos el gas se
encuentra a 108º F y 235 lpc y entra a la succión de los compresores de gas residual C-
1 y C-2. Los líquidos que se producen en el fondo de la torre Desmetanizadora T-1
pasan a un tanque de acumulación de productos V-16, donde son almacenados a 19º
F, de aquí son succionados por las bombas P-1 A y P-2 A y enviados a la torre
Desmetanizadora T-203.
2.2.10.2 Comprensión del gas natural
En la compresión de gas residual, el gas fluye hacia la succión del compresor C-1
del expansor de baja presión EX – 2, la descarga es succionada por el compresor C-2
del expansor EX – 1, alcanzando una presión de 282 lpc, este gas es succionado por
los compresores de baja presión: C-4 / 5 / 6 / 7 A. Estos compresores están acoplados
a sus respectivas turbinas T-1/2/3/4 y su correspondiente ventilador AC-2 / 3 / 4 / 5A
para el enfriamiento a la salida de cada compresor. El gas es comprimido hasta 585 lpc
y 275º F luego del enfriamiento baja a 120º F, para pasar a la red de gas residual.
2.2.10.3 Desetanización
La Desmetanizadora T-203 está compuesta por 41 platos, la cual está diseñada
para operar a 310 lpc con 37º F en el tope y 315 lpc con 166º F en el fondo. Los
100
vapores que salen por el tope pasan a través del condensador de etano E-204 que
intercambia calor con propano del sistema de refrigeración, alcanzando una
temperatura de 31º F el etano condensado fluye al acumulador de reflujo V-205.
Los líquidos son succionados por las bombas P-201 A/B y luego son enviados como
reflujo al tope de la torre. Los vapores van directamente al intercambiador E-214 y E-
102 salen a 65º F.
El etano producto es enviado a Olefinas y en caso de tener alto porcentaje de CO2
esta corriente es desviada a la red de gas residual. Los hidrocarburos más pesados
(C3+) del fondo de la torre salen al rehervidor E-205 a 181º F y son enviados al
intercambiador fondo E-206 de la despropanizadora T-204.
2.2.10.4 Despropanización
La despropanizadora T-204 está compuesta por 41 platos, y diseñada para operar a
280 lpc con 136º F en el tope y 283 lpc con 243º F en el fondo. Los vapores que salen
por el tope pasan a través del enfriador aéreo AC-201 y se enfría hasta 130º F, continua
al acumulador de reflujo V-206 (este se mantiene casi 100% con líquido), parte del
propano líquido producto de la condensación es succionado por las bombas P-202 A/B
y luego son enviados como reflujo al tope de la torre. El resto del propano líquido del
fondo del acumulador se dirige hacia el enfriador aéreo AC-202 y de allí pasa como
propano producto a Olefinas, si hay problemas en Olefinas se envía hacia el tanque de
propano 3101-F y en caso de estar fuera de especificación se envía a la red de gas
residual.
En el fondo de la torre despropanizadora se produce butanos (+), el cual sale del
fondo del rehervidor E-207 a una temperatura de 259º F, luego pasa al intercambiador
E-206 donde son pre-calentados los líquidos/productos del fondo de la torre y salen a
una temperatura de 190º F, luego pasa por el ventilador AC-5 y se envía hacia planta
FRACCIONADORA BAJO GRANDE a la unidad desbutanizadora.
101
2.2.10.5 Sistema de Refrigeración
Este sistema tiene como objetivo enfriar el gas de alimentación de la planta en el
área de extracción y una parte de la descarga de los compresores de alta presión a
través del intercambiador E-212, además de condensar los componentes más pesados
en el tope de la tope desetanizadora con el fin de tener reflujo suficiente.
El sistema está compuesto por dos paquetes:
Dos compresores (C-201/202) que succionan los vapores de gas propano que se
generan en los intercambiadores E-201C, E-202 C, E-212 y E-204 a través de las tres
etapas (12050 r.p.m.)
Condensadores que están compuestos por 16 ventiladores (AC-206 A hasta P)
enfría y condensa la descarga de los compresores desde 255 lpc y 166º F hasta 255 lpc
y 100º F
Acumulador de propano refrigerante (V-212) distribuye el propano hacia los
tambores de succión V-210/211/212 en estos tambores se separa los vapores fríos que
se producen por intercambio de calor en los intercambiadores
Intercambiadores de calor o chiller E-201C enfría una de las corrientes del gas de
alimentación que pasa por Extracción de 63º F a 30º F, E-202C enfría la otra corriente
que viene del tope de V-201 después de haber pasado por el E-202A y E-212 enfría
una corriente de gas que viene del sistema de recompresión hasta –28º F después de
haber pasado por los rehervidores E-3 A/B.
Intercambiador E-204 enfrían los vapores del tope de la desetanizadora para
condensar parcialmente el etano y producir el líquido que se requiere como reflujo.
2.3 Gas Natural
El gas natural es una fuente de energía no renovable formada por una mezcla de
hidrocarburos parafinicos y otros compuestos que se encuentran frecuentemente en
yacimientos de petróleo, no-asociado, disuelto o asociado con él, o en depósitos de
carbón. Aunque su composición varía en función del yacimiento del que se extrae, está
102
compuesto principalmente por metano en cantidades que comúnmente pueden superar
el 90 o 95% y suele contener otros gases como nitrógeno, CO2, H2S, helio y
mercaptanos.
2.3.1 Contaminantes del Gas Natural
En el gas natural se pueden reportar los siguientes contaminantes:
Gases Ácidos: CO2 y H2S
Agua
Compuestos de azufre:
Sulfuro de Carbonilo (COS)
Disulfuro de Carbono (CS2)
Mercaptanos (RSH)
Compuestos inorgánicos gaseosos: N2, He, O2
Compuestos inorgánicos sólidos: NaCl, Hg
Otros: aceite de compresores, inhibidores, parafinas y asfáltenos.
Las principales razones para remover los contaminantes del gas natural son:
Seguridad del proceso que se realiza.
Control del proceso de corrosión.
Especificaciones de los productos producidos en un proceso.
Impedir la formación de hidratos.
Disminuir los costos del proceso de compresión.
Satisfacer las normas de gestión ambiental.
Evitar el envenenamiento de los catalizadores.
2.3.2 Endulzamiento del Gas Natural
El endulzamiento del gas se hace con el fin de remover el H2S y el CO2 del gas
natural. Como se sabe el H2S y el CO2 son gases que pueden estar presentes en el gas
natural y pueden en algunos casos, especialmente el H2S, ocasionar problemas en el
manejo y procesamiento del gas; por esto hay que removerlos para llevar el contenido
103
de estos gases ácidos a los niveles exigidos por los consumidores del gas. El H2S y el
CO2 se conocen como gases ácidos, porque en presencia de agua forman ácidos, y un
gas natural que posea estos contaminantes se conoce como gas acido.
2.3.3 Consecuencias de la Presencia de Gases Ácidos
Entre los problemas que se pueden tener por la presencia de H2S y CO2 en un gas se
pueden mencionar:
Toxicidad del H2S.
Corrosión por presencia de H2S y CO2.
En la combustión se puede formar SO2 que es también altamente toxico y
corrosivo.
Disminución del poder calorífico del gas.
Promoción de la formación de hidratos.
Cuando el gas se va a someter a procesos criogénicos es necesario remover el
CO2 porque de lo contrario se solidifica.
Los compuestos sulfurados (mercaptanos (RSR), sulfuros de carbonilo (SCO) y
Disulfuro de carbono (CS2)) tienen olores bastante desagradables y tienden a
concentrarse en los líquidos que se obtienen en las plantas de gas; estos compuestos
se deben remover antes de que los compuestos se puedan usar.
2.3.4 Procesos para la Remoción de Compuestos Ácidos
Los procesos que se aplican para remover H2S y CO2 se pueden agrupar en
cinco categorías de acuerdo a su tipo y pueden ser desde demasiado sencillos hasta
complejos dependiendo de si es necesario recuperar o no los gases removidos y el
material usado para removerlos. En algunos casos no hay regeneración con recobro de
azufre y en otros casos sí. Las categorías son las siguientes:
104
2.3.4.1 Absorción Química. (Procesos con aminas y carbonato de potasio). La
regeneración se hace con incremento de temperatura y decremento de
presión.
2.3.4.2 Absorción Física. La regeneración no requiere calor.
2.3.4.3 Híbridos. Utiliza una mezcla de solventes químicos y físicos. El objetivo es
aprovechar las ventajas de los absorbentes químicos en cuanto a capacidad
para remover los gases ácidos y de los absorbentes físicos en cuanto a bajos
requerimientos de calor para regeneración.
2.3.4.4 Procesos de conversión directa. El H2S es convertido directamente a azufre.
2.3.4.5 Procesos con membranas. Se basan en la separación de los compuestos
ácidos mediante permeabilidad selectiva a través de membranas,
aprovechando las presiones parciales de estos contaminantes como fuerza
impulsora de la transferencia de masa.
2.3.4.6 Procesos criogénicos. Se basa en el procesamiento a bajas temperaturas
para separación del CO2 principalmente.
2.3.4.7 Procesos de lecho sólido. El gas agrio se pone en contacto con un sólido o un
líquido que tiene afinidad por los gases ácidos. Se conocen también como
procesos de adsorción.
En la Figura 1 se resumen las características generales de estos grupos o
categorías de procesos.
105
Figura 1. Características Generales de los Procesos de Endulzamiento
Fuente: (Martínez, 2005)
2.3.5 Procesos de Endulzamiento de la Corriente de CO2
Para el acondicionamiento del CO2 es decir para seleccionar la técnica más
adecuada se tomaran en consideración diferentes aspectos como el uso de la
tecnología a nivel nacional, selectividad y eficiencia del proceso, costos asociados y
disposición final del producto. Así como las condiciones de presión y temperatura del
gas para su posterior aplicación.
Luego de que el gas natural es endulzado se dividen en dos corrientes de CO2,
estas se comprimen desde la primera etapa de compresión hasta la cuarta etapa de
compresión y de allí salen y entran a los lechos de purificación
donde se eliminara el H2S para luego deshidratarse en los tamices moleculares o en la
planta de glicoles. Una vez acondicionado la corriente de CO2, se reenvía nuevamente
a compresión y en la quinta etapa del compresor para ser utilizado en almacenamiento
geológico o para recuperación mejora de crudo.
2.3.6 Tecnología de Endulzamiento de la Corriente de CO2
Existen numerosas tecnologías para el endulzamiento o desulfuración de gases,
sin embargo, no todos los procesos son selectivos únicamente a la remoción del sulfuro
de hidrogeno (H2S) y otros compuestos sulfurados.
Algunos de los procesos existentes son capaces de retirar CO2 además del H2S.
106
En esencia, hay diferentes categorías de procesos de endulzamiento, sin
embargo, solo se describirán aquellas tecnologías selectivas a la remoción del Sulfuro
de Hidrogeno (H2S) y otros compuestos sulfurados, para aplicarse a la corriente de CO2
a producirse en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María
Campos, a continuación se listan los principales:
2.3.6.1 Proceso Esponja de Hierro
El proceso de oxido de hierro o caja seca es uno de los métodos más viejos que
se conoce para eliminar los compuestos de sulfuro en las corrientes de gas.
El proceso más simple consiste en que el gas acido haga contacto con el oxido
de hierro hidratado (la inyección de agua y carbonato de sodio es necesaria algunas
veces) a través del lecho. El H2S reacciona con el oxido de hierro formando sulfuro de
hierro y agua. Cuando el oxido de hierro es saturado debe ser removido o regenerado.
No existe un gas acido que en donde la utilización de este proceso sea la ideal,
esto es debido a que para grandes cantidades de acido en el gas (>10 TON de azufre
recobrable) este proceso debe ir seguido de otro proceso de endulzamiento para poder
remover toda la acidez del gas, y para gases con poco contenido de H2S el sulfuro
producido durante el proceso no es un producto que genere grandes ganancia debido a
la poca producción.
El rango de presión utilizado en este proceso puede variar desde 25 lpc hasta
1200 lpc.
La figura muestra el proceso típico a alta presión de oxido de hierro. Este arreglo
está compuesto de dos recipientes que contienen el oxido de hierro pero actualmente
se puede utilizar hasta cuatro recipientes.
107
Figura 2. Esquemático Proceso Esponja de Hierro Fuente: (Chirinos, 2012)
La primera torre mostrada se encuentra removiendo el H2S del gas acido
mientras que la segunda torre esta en el ciclo de regeneración o fuera de operación
mientras la esponja de hierro es remplazada.
Luego de que la torre que se encuentra saturada de H2S es removida del
proceso y por la parte de abajo se le agrega aire para regenerar el oxido de hierro. El
proceso de regeneración es por medio de una reacción exotérmica la cual debe ser
controlada para mantener una temperatura adecuada del proceso.
La regeneración del proceso se puede realizar en forma continua añadiendo
pequeñas cantidades de aire en la entrada del gas acido hacia el proceso de
purificación. Otra manera de realizar la regeneración del lecho es retirar de operación
un lecho saturado de H2S y circular aire a través de él, esto se conoce como ciclo de
regeneración. La ventaja de realizar el ciclo de regeneración separando un lecho es una
reducción en los costos operacionales y que el sulfuro puede ser recuperado y se le
puede dar otra utilidad.
En el caso de realizar una regeneración continua una pequeña concentración de
aire es añadida al gas acido antes de ser procesado. Este aire sirve para regenerar
continuamente el oxido de hierro que reacciono con el H2S.
108
2.3.6.2 Tamices Moleculares
Los tamices moleculares son compuestos de silicato de alúmina sodiocalcio
cristalino, que al igual que la mayoría de los adsorbentes sólidos tienen una larga área
superficial, sin embargo además de esta característica ellos cuentan con altas cargas
polares localizadas lo que incrementa su poder de adsorción en compuestos polares o
polarizados. Esta característica es la que en comparación con otros adsorbentes los
tamices tienen mayor capacidad de adsorción.
Los tamices moleculares pueden ser utilizados para remover H2S, CO2 y otros
contaminantes que se encuentran en el gas natural. Los tamices moleculares pueden
ser diseñados para adsorber simultáneamente H2S, CO2 y agua (como deshidratador).
En la figura 3 se muestra el proceso de endulzamiento a través de tamices moleculares.
Figura 3. Esquemático Proceso Tamices Moleculares
Fuente: (Chirinos, 2012)
El gas acido entra en la torre 1 por el tope, el gas dulce sale por el fondo de la
torre y es enviado a otra unidad para un diferente proceso. La torre 2 se encuentra en
un proceso de regeneración y enfriamiento. La regeneración se realiza tomando una
109
porción del gas endulzado al se le aumenta la temperatura (aproximadamente a 600°F)
por medio de un horno, el gas caliente entra a la torre por el fondo y adsorbe el H2S, el
gas acido de regeneración es enviado a una disposición segura (quemador o flare) o es
enviado a un proceso de endulzamiento y retornado a la alimentación.
Usualmente el proceso de regeneración dura entre 6 a 8 horas. Luego que el H2S
es retirado del tamiz, el gas de regeneración desvía al horno y comienza el proceso de
enfriamiento del lecho.
2.3.6.3 Proceso MADS
Es un proceso selectivo que remueve H2S del gas natural bajo la licencia de UOP
(Universal Oíl Productos).
Es un proceso no regenerativo el cual opera con dos torres en serie, en donde
una de las torres se encuentra en operación mientras a la otra se le reemplaza el tamiz
y es limpiada.
Figura 4. Esquemático Proceso MADS Fuente: (Chirinos, 2012)
110
El gas acido pasa a través de un filtro/separador de entrada el cual remueve
cualquier líquido o agua salada que contenga la corriente de gas.
Al salir del filtro/separador el gas entra por el fondo en la torre contactora donde
el H2S es removido y adsorbido por los tamices moleculares, mientras que la otra torre
se encuentra en un proceso de limpieza y de recargo con tamiz nuevo.
2.3.6.4 Chemsweet
El proceso chemsweet patentado por la empresa Natco, es un proceso por carga
para eliminar el sulfuro de hidrogeno del gas natural.
Utiliza una mezcla de oxido de zinc, acetato de zinc y agua con un dispersante.
El agua es utilizada para mantener las partículas dispersas dentro del lecho, por lo tanto
se utiliza una porción de dispersante por cada cinco porciones de agua, donde disuelve
el acetato y proporciona una fuente controlada de iones de zinc que reaccionan
instantáneamente con el bisulfito y los iones de sulfuro que se forman cuando el sulfuro
de hidrogeno se disuelve en agua. El oxido de zinc repone el acetato de zinc. Las
siguientes reacciones son llevadas a cabo en este proceso:
La presencia de CO2 en el gas no es problema para la operación de este
proceso, sin embargo el proceso no adsorbe el dióxido de carbono presente en el gas.
El proceso está diseñado para manejar concentraciones de H2S hasta 400 ppmv,
para una alimentación entre 50 MPCED y 12 MMPCED y a presiones desde 75 lpc
hasta 1400 lpc. Concentraciones de mercaptano por encima del 10% en el Sulfuro de
Hidrogeno en la corriente de gas representa un problema. Algunas de estas moléculas
de mercaptano pueden reaccionar con el oxido de zinc y son eliminadas de la corriente
del gas. Sin embargo, el mercaptido de zinc [Zn(OH)RH] resultante formaría un lodo
que puede causar problemas de espumas.
111
Figura 5. Esquemático Proceso Chemsweet
Fuente: (Chirinos, 2012)
El gas acido entra por el fondo del recipiente y fluye hacia arriba, el sulfuro de
hierro reacciona instantáneamente con el acetato de zinc y forma sulfuro de zinc
insoluble y agua. El gas dulce pasa a través del extractor de niebla y sale por el tope de
la torre.
El diseño del recipiente debe ser adecuado para mantener la distancia precisa
entre el extractor de niebla y la mezcla de agua, dispersantes y oxido de zinc.
El proceso está diseñado para reemplazar el total de la mezcla de agua con el
oxido de zinc y los dispersantes, el cual tiene una duración aproximada de 15 a 90 días
dependiendo de las concentraciones de H2S en el gas a tratar.
2.3.6.5 Sulfatreat
Sulfatreat es el nombre comercial de un reactivo solido a base de oxido de hierro
(FexOy) para eliminación de H2S de corrientes gaseosas. Es un producto no
regenerable que se dispone en forma de lecho solido. Es utilizado para la remoción
selectiva de H2S y mercaptanos en gases que pueden incluir la presencia de CO2.
El contaminante removido del gas reacciona con el Sulfatreat y queda
incorporado al reactivo, el cual debe ser reemplazado cada determinado tiempo.
112
Este proceso puede ser utilizado para presiones entre 70-900 lpc y puede
remover hasta 30000 ppm del H2S presente en el gas.
Sulfatreat está compuesto por pequeñas partículas granulares con alta porosidad
y baja resistencia al flujo, con gran regularidad de tamaño y forma, su color es negro, y
todas sus características son similares puro y gastado. Está compuesto por óxidos de
hierro soportados sobre una estructura de silicatos inertes. Una vez reaccionado,
contiene pirita (Disulfuro de hierro) producto de la reacción entre el sulfatreat y el H2S.
La pirita es un compuesto estable que no se descompone, por lo que el H2S es
irreversiblemente eliminado.
Las ventajas de este proceso es que el sulfatreat no es toxico, inflamable,
explosivo, corrosivo o irritante, por lo que no ocasiona problemas ambientales en su
disposición final ni en su manipulación. El principio operativo del sulfatreat consiste en
la reacción química entre el H2S de la corriente gaseosa con el oxido de hierro,
obteniéndose como productos el sulfuro ferroso (FeS2), también conocido como pirita, y
vapor de agua.
Las reacciones de oxidación están representadas en las siguientes ecuaciones:
Figura 6. Esquemático Proceso SULFATREAT Fuente: (Chirinos, 2012)
Al gas de alimentación se le atomiza agua para lograr la saturación de la
corriente (condición fundamental para el buen desempeño del sistema). El gas entra en
113
un separador para remover el posible exceso de agua para evitar la formación de
canalizaciones en el lecho de sulfatreat.
El gas acido ingresa al reactor por el tope y el H2S reacciona irreversiblemente
con el sulfatreat y es removido de la corriente.
El gas dulce sale del reactor por el fondo con una concentración de H2S que es
próxima a 0 ppm durante la mayor parte de la vida útil del reactivo.
El sulfatreat no es regenerable por lo cual debe ser removido y repuesto cada
determinado tiempo.
2.3.6.6 Proceso EFCO
La empresa EFCO (Engineers and Fabricators Company) diseño un proceso
utilizando tamices moleculares y que reduce los problemas operacionales causados por
la utilización de una porción del gas endulzado que es calentado para luego utilizarlo en
la regeneración.
Figura 7. Esquemático Proceso EFCO Fuente: (Chirinos, 2012)
El gas acido entra a la unidad y pasa por un separador y un filtro para remover
los líquidos formados y los sólidos que pueda contener el gas. Luego el gas pasa a
114
través de dos lechos con tamices moleculares y sale de los lechos como gas
endulzado.
Una porción de la corriente del gas endulzado es enviada a un tercer lecho
caliente el cual ha salido de la etapa de regeneración para que el gas lo enfriara. El gas
que sale del lecho caliente pasa a través de un intercambiador de calor gas/gas y es
precalentado para luego entrar al horno de regeneración.
Luego de ser calentado el gas sale del horno y entra al cuarto lecho para
regenerar el tamiz que se encuentra en este y remover el H2S que fue adsorbido.
El gas que sale del lecho en regeneración fluye a través de un intercambiador y
es enfriado con gas dulce, luego pasa a través de un enfriador. La corriente de gas
entra a un separador donde los líquidos producidos por el enfriamiento son removidos
del gas.
El gas que sale del separador entra a una columna adsorbedora y a contra flujo
con una corriente de amina se le es removido aproximadamente un 90% del H2S, este
gas endulzado es llevado a la entrada del proceso y se mezcla con el gas de
alimentación.
Por el fondo de la columna adsorbedora sale la amina rica y es enviada a un
tanque de expansión súbita (flash Tank) en donde se libera los gases ácidos por medio
de la expansión y la amina que sale del flash tank es bombeada hacia la columna
adsorbedora.
La ventaja de este proceso es que el gas quemado para producir la energía
necesaria durante la regeneración es justamente el necesario y solamente se rechaza
las corrientes de gases ácidos.
2.3.6.7 Proceso Puraspec
El proceso puraspec trabaja como un desulfurizador de gases y líquidos. Este
proceso trabaja con lechos con granos adsorbentes de metal basado en oxido que son
115
generados por la alta temperatura del oxido de zinc utilizado en las corrientes de
purificación de las plantas de amoniaco hidrogeno y metanol.
Este proceso es efectivo para temperaturas por debajo de 32°F, por lo tanto no
es necesario añadir calor durante la operación. La presión de operación varía desde
presión atmosférica hasta 1800 lpc. Este proceso puede remover sulfuro hasta 50
ppmv.
Por su capacidad de adsorber H2S y CO2 de manera irreversible este proceso es
ideal para generar productos con bajo contenido de contaminantes, por lo que es muy
utilizado en corrientes de propano para pasar la prueba de cobre.
2.3.6.8 Carbón Activado
El carbón activado es un proceso de adsorción para la remoción de H2S y otros
compuestos sulfurados de bajo peso molecular provenientes de gases industriales,
usando lechos de carbón impregnados con 5-10% de óxidos metálicos.
Este proceso está diseñado para operar sin limitación de presión y con un límite
de temperatura para el gas de alimentación de 150°F. Este proceso es aplicable para la
desulfuración de gases con contenido de H2S de 30 ppm a
0.2 ppm.
La regeneración del lecho de carbón activado se realiza aproximadamente a una
temperatura entre 450°F y 500°F, luego de varias regeneraciones se debe inyectar aire
para reactivar el carbón.
2.3.6.9 Carbón Activado Tipo CJ
El proceso de carbón activado tipo CJ, es de la licencia Barnebey & Sutclife
Corporation, es uno de los procesos de endulzamiento por secuestrantes, que
remueven el H2S y el mercaptano del gas natural en una atmosfera sin oxigeno. Este
116
tipo de secuestrante es hecho de un químico impregnado en carbón activado. El
material usado para impregnar el carbón activado es el oxido férrico. El oxido férrico
incrementa la capacidad del adsorber el H2S ocho veces por encima que el carbón
activado sin impregnar.
Es un proceso no regenerativo de ciclos por cargas. El gas acido de alimentación
es pasado a través de filtros de separadores para remover cualquier arrastre de líquidos
condensados de la corriente de gas de alimentación. Luego el gas se dirige al tope de
la torre contactora empacada con carbón activado tipo CJ.
2.3.6.10 Proceso de Óxido de Zinc
En este proceso de adsorción el H2S reacciona con el oxido de zinc (ZnO) Para
formar sulfuro de zinc (ZnS) y agua. La adsorción del sulfuro de hidrogeno disminuye en
presencia de vapor de agua, por lo que un contenido de vapor mayor del 10% de la
alimentación total resulta en un debito de la capacidad de adsorción.
Bajo la siguiente reacción:
El oxido de zinc es principalmente utilizado para la remoción de azufre, reduce el
H2S a 0,2-0,5 ppm. Para gases con concentraciones mayores a 300 ppm de H2S el
empleo de este proceso resulta antieconómico ya que un alto contendido de H2S reduce
la utilización del ZnO. Los mercaptanos y cerca del 60% de tiofenos son también
removidos a 600-750°F.
El reactor de oxido de zinc opera a temperaturas entre 660 y 840°F y de presión
atmosférica hasta 720 lpc. El proceso de Oxido de Zinc es no regenerable.
2.3.6.11 Slurrisweet
117
Este proceso no regenerativo es ofrecido por Sivalls, Inc. Es un proceso por
carga donde se remueve selectivamente el H2S en presencia del CO2.
El proceso utiliza un compuesto de hierro en forma de lodo para el
endulzamiento de la corriente de gas natural.
El proceso trabaja con concentraciones de H2S hasta 100 gr/100 PCE, y en un
rango de presión de 25-1200 lpc.
En el esquema de proceso el gas natural pasa a través del separador de entrada
para remover cualquier cantidad de líquidos presente en el gas natural, luego es
precalentado para evitar cualquier formación de hidratos y la condensación de líquidos
en la torre contactora.
La torre contactora estará rellena la parte del compuesto de slurrisweet. El gas
natural entra, se expande y se dispersa a través de la solución de lodo, manteniéndose
agitado.
El sulfuro de hidrogeno reacciona con el material de hierro para removerlo de la
corriente de gas natural. El proceso es por sacrificio y la solución de slurrisweet debe
ser reemplazado cuando este gastado.
2.3.6.12 Stretford
Es un solvente acuoso que contiene carbonato de sodio, acido nantraquinonico-
disulfonico (ADA) y vanadio como metavanadato de sodio. El
H2S es removido por absorción química y puede ser reducido a 1 ppm.
El proceso no remueve cantidades significativas de CO2. Puede obtenerse la
remoción completa de HCN. El COS y CS2 no se reducen en forma significativa.
El absolvedor opera a temperatura de 90 a 120°F y de presión atmosférica a
100 lpc.
118
El principal problema relacionado al proceso es el tratamiento y disposición de
efluentes que contienen tiocianato de sodio y tiosulfato de sodio (del HCN).
2.3.6.13 Fosfato Tripotasico
Este proceso usa una solución de fosfato tripotasico para la remoción de H2S.
Las principales ventajas son la no volatilidad del componente activo en la solución,
insolubilidad en hidrocarburos líquidos y no-reactividad con COS y otras impurezas.
Es apropiado para aplicaciones a altas temperaturas. Este proceso ha sido
desplazado por procesos de etanolamina.
2.3.7 Deshidratación de Gas
El gas natural, contiene normalmente vapor de agua. El agua deberá ser
removida a un punto típico de un contenido de 7 libras/MMPC para la mayoría de los
sistemas de transmisión de gas, y hacia valores inferiores de ppm de agua cuando los
puntos de condensación se encuentra por debajo de -150°F cuando se encuentra en
procesos con equipos criogénicos. El retiro del agua, o deshidratación, se realiza para
prevenir la formación de hidrato (y como congelación potencial) o corrosión en la
recolección de gas, sistema de transmisión, planta de tratamiento o en el proceso.
Hay varias opciones de proceso que pueden ser utilizadas para llevar a cabo la
deshidratación. La variedad de estos procesos que consisten en los cinco básicos abajo
mencionados:
Compresión a una presión superior con enfriamiento subsecuente y separación
de las fases. Mientras más alta sea la presión, menor será el contenido de vapor de
agua saturado en lb/MMPC a una temperatura dada.
Enfriamiento debajo del punto de condensación inicial
119
Absorción con desecantes líquidos (como glicol)
Adsorción con desecantes sólidos (como tamiz molecular)
Absorción con delicuescentes sólidos (como cloruro de calcio)
Para considerar alguna de estas tecnologías o la combinación de los procesos de
tecnología disponibles se deberá tomar en cuenta los siguientes factores:
Contenido de agua inicial
Características del proceso
Disposición de la operación
Factores económicos
Figura 8. Tecnologías disponibles para la deshidratación del gas natural
Fuente: (Chirinos, 2012)
2.3.7.1 Compresión y Enfriamiento
Con separación es una parte típica del sistema de producción / recolección de
gas y arreglos del proceso. Se aplica normalmente para una secante adicional de gas
natural.
120
Sin embargo, en algunos casos, este simple acercamiento puede ser suficiente
para uso de campo de los sistemas de elevación de gas.
2.3.7.2 Enfriar debajo del punto de Condensación Inicial
Mientras más baja la temperatura, menor será el contenido de vapor de agua
saturada en del gas. Este método requiere usualmente algunos medios de prevención
de hidrato y es aplicado como separación de temperatura baja. El glicol-etileno es
usualmente utilizado para la temperatura más baja del LTS para la prevención de
hidratos y la deshidratación simultanea del gas. Esta aproximación es combinada
frecuentemente con inyecciones directas de glicol en la parte delantera de las plantas
de refrigeración o plantas de absorción de escaso aceite. También han sido
combinadas nuevas tecnologías de expansión con inyección directa para lograr la
deshidratación.
2.3.7.3 Absorción de agua con un desecante líquido
Este usa usualmente uno de los glicoles, con contacto del gas y desecante en
una columna de absorción a temperatura ambiente. También se aplica en combinación
con el enfriado, a temperaturas ambiente más bajas. Es el proceso más aplicado, usado
extensivamente en operaciones de producción y en varias refinerías y en plantas de
operación química. Los gases naturales pueden ser deshidratados a 7lb/MMPC con
sistemas estándares de regeneración utilizando TEG o DEG.
2.3.7.4 Adsorción del agua con un desecante sólido
Los tamices moleculares han encontrado una amplia aceptación en la industria
de proceso de gas para la alimentación de plantas criogénicas de aplicaciones de
condicionamiento y algunas aplicaciones de gas agrio con formulas de ataduras
resistentes especiales al acido.
121
2.3.7.5 Los Sistemas delicuescentes
Son atractivos para volúmenes más pequeños, tal como un sistema de
producción insolado o un combustible de gas. Los disecados delicuescentes están
hechos de varias mezclas de sales de halogenuro alcalino por ejemplo: cloruro de
calcio, y son naturalmente higroscópicos.
2.3.8 Técnicas de deshidratación de gases para aplicar al CO2
Dependiendo del grado de deshidratación requerido, este proceso puede
realizarse mediante absorción en una solución de glicol o adsorción en tamices
moleculares.
2.3.8.1 Deshidratación con Tamices Moleculares
Un tamiz molecular es un material que contiene poros pequeños de un tamaño
preciso y uniforme que se usa como agente adsorbente para gases y líquidos.
Las moléculas que son lo suficientemente pequeñas para pasar a través de los
poros son adsorbidas, mientras que las moléculas mayores no, como por ejemplo una
molécula de agua es lo bastante pequeña y puede pasar a través de los poros y otros
compuestos no, es por eso que se usan como agentes desecantes para diferentes
sustancias.
Cabe destacar que los tamices moleculares no solo adsorben moléculas
dependiendo de su tamaño sino también de acuerdo a su polaridad y grado de
saturación.
En un tamiz molecular la superficie externa de los cristales esta disponible para
moléculas de cualquier tamaño mientras que a la parte interna solo llegan aquellas
moléculas con un tamaño suficientemente pequeño para atravesar los poros.
122
2.3.8.2 Deshidratación con el uso de Glicoles
El proceso de remoción del agua en una corriente gaseosa se puede realizar a
través del contacto entre un gas y una sustancia higroscópica (absorbe agua) como un
glicol
Un proceso típico con el uso de glicoles, consiste en que la corriente de gas pasa
a través de un removedor de líquidos libres, luego ingresa a un contactor donde realiza
un intercambio de agua con el glicol que circula en contracorriente y es absorbida por el
mismo, para que el gas luego deje el contactor a través de un removedor de niebla para
reducir el transporte de glicol en el gas de salida a la línea de venta.
El glicol que contiene el agua se bombea a través de un filtro y luego a un
intercambiador glicol-glicol donde se eleva la temperatura del glicol con agua antes de
su entrada al regenerador.
123
CAPITULO III
MARCO METODOLÓGICO
3.1 Tipo de Investigación
El tipo de investigación, corresponde al tipo descriptivo, por cuanto su propósito, se
centro en describir características del proceso de endulzamiento del Complejo
Petroquímico Ana María Campos, y a su vez de las tecnologías a aplicar para la
purificación de la corriente de dióxido de carbono (CO2).
A respecto de este, Hernández, Fernández y Baptista (2003) expresan que la
investigación descriptiva busca especificar propiedades, características y rasgos
importantes de cualquier fenómeno indicado. De igual modo Tamayo y Tamayo (2001),
señala que la investigación descriptiva comprende la descripción, registro, análisis e
interpretación de la naturaleza actual y la composición o proceso de los fenómenos.
La denominación del tema de estudio como investigación descriptiva se debe al
hecho de proponer y conocer de manera sistemática un fenómeno que permita situar de
manifiesto su estructura y comportamiento. Sabino (1996) enuncia “ellas permiten sin
duda, colocar de manifiesto los conocimientos teóricos y metodológicos de su autor,
pues una buena descripción solo se puede hacer si se denomina un marco teórico que
permita integrar los datos”.
Por otra parte Bavaresco (2006) expresa “la investigación descriptiva se debe al hecho
de proponer y conocer de manera sistemática un fenómeno que permita situar de
manifiesto su estructura o comportamiento.
Esta investigación fue de tipo factible porque presento una acción para resolver un
problema práctico y satisfacer una necesidad, apoyada en la investigación documental,
en el cual se propuso el desarrollo del diseño y futura construcción de la unidad
purificadora de CO2 de las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
124
3.2 Diseño de la Investigación
En el diseño de la investigación, para el autor Muñoz, C. (1998) la investigación se
apoya en la recopilación de antecedentes a través de documentos gráficos formales e
informales, cualquiera que estos sean, donde el investigador fundamenta y
complementa su investigación con lo aportado por diferentes autores.
En función a los objetivos planteados en la investigación y enmarcados bajo la
concepción de Muñoz, C. La presente investigación se oriento bajo los principios
bibliográficos o documentales, ya que la información que se obtuvo para realizar el
estudio se hizo a través de resúmenes y documentos técnicos, publicaciones
mensuales y estudios realizados previos referentes a la purificación y disposición del
dióxido de carbono.
Además, es preciso señalar, que el diseño de esta investigación se clasifico de
tipo tecnológico, por cuanto abarco objetivos a través de la incorporación de nuevos
mecanismos tecnológicos para diseñar la unidad de purificación y disposición de CO2,
que fue el objeto de estudio.
Las técnicas de recolección de datos se basaron en detectar, obtener y consultar
la bibliografía y otros materiales que fueron útiles para el propósito del estudio, así
como extraer y recopilar la información relevante y necesaria que concernió al problema
de investigación.
Para Méndez, (2001). Las fuentes son todos aquellos hechos o documentos a los
que acude el investigador para obtener información, mientras que los instrumentos o
técnicas son los medios empleados para recolectar dicha información.
3.3 Fuentes e Instrumentos de Recolección de Datos
Las técnicas de recolección de datos se baso en detectar, obtener y consultar la
bibliografía y otros materiales que fueron útiles para el propósito del estudio, así como
125
extraer y recopilar la información relevante y necesaria que tuvo relación con el
problema de investigación.
Para llevar a cabo la investigación, la recolección de datos se baso en:
Fuentes Primarias
Entrevistas no Estructuradas. Permitió un contacto directo con las personas que
se consideraron fuente de información, estableciendo una conversación libre a través
de preguntas y respuestas emitidas según la dinámica de la entrevista lográndose el
aprovechamiento de la información para así unificar criterios de selección de las
tecnologías adecuadas para la purificación de la corriente de dióxido de carbono.
Fuentes Secundarias
Representa la recolección de información almacenada a través de fuentes:
Documentos oficiales, libros especializados, revistas técnicas, manuales, tesis de
grado, entre otros. Los datos secundarios son registros escritos que proceden también
de un contacto con la práctica que han sido recogidos y en varias ocasiones,
procesados por otros investigadores. Las fuentes secundarias utilizadas fueron las
siguientes:
Revistas Técnicas
Al principio, esta investigación se inicio con la búsqueda de revistas técnicas que
contenían la información necesaria y relevante para conformar las bases teóricas de
esta investigación, a través de este instrumento, se obtuvo información referente a las
posibles tecnologías a aplicar para la purificación de la corriente de CO2 de las plantas
LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
126
Documentos Oficiales
En el transcurso de la investigación se revisaron varios documentos oficiales
pertenecientes a las diferentes gerencias de PEQUIVEN y PDVSA, de los cuales se
recopilo la información necesaria para el estudio.
3.4 Procedimientos empleados en el desarrollo de la Investigación
En el procedimiento de la investigación se realizo de la siguiente manera:
Describir las características de descarga del sistema de endulzamiento del gas
natural en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
Se procedió a la revisión bibliográfica detallada de los documentos de proceso de la
unidad de remoción de gas acido, proveniente de los módulos de endulzamiento. Para
determinar las condiciones de descargas de la corriente de CO2 en las plantas LGN I y
II del Complejo Petroquímico Ana María Campos. También se realizo el estudio por
medio de planos (PFD y P&ID), manuales de proceso y manuales de operación
concernientes al sistema de remoción de gas acido de cada una de las plantas.
Identificar las diferentes sustancias para la purificación de la corriente de CO2
que ofrece el mercado.
Se realizo una revisión bibliográfica y documental de todas las diferentes sustancias
que ofrece el mercado, se efectuaron entrevistas con personal técnico y representantes
de venta de cada una de las tecnologías a consultar.
De igual modo se evaluó e identifico las diferentes características de cada uno de
ellos mediante la realización de una tabla comparativa entre las diferentes alternativas
para la remoción selectiva del H2S.
127
Seleccionar la sustancia más apropiada para la purificación de la corriente de
CO2.en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Se procedió a la selección de la sustancia más apropiada acorde a la corriente de
CO2 a purificar, esta selección se baso en la comparación de las diferentes sustancias
en cuanto a tipo de proceso, selectividad del reactivo, capacidad de remoción, rango de
presión y temperatura de operación, insumos necesarios para su uso y aspectos de
seguridad relevantes.
Diseñar una unidad purificadora de la corriente de CO2 para el Complejo
Petroquímico Ana María Campos.
De acuerdo a la selección de la tecnología de desulfuración, se realizaron los
cálculos referentes al diseño de la unidad de purificación de la corriente de CO2 de las
plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Se procedió a realizar un esquemático preliminar representativo del proceso para
diseñar la unidad de purificación de la corriente de CO2 de las plantas de LGN I y II del
Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Los resultados fueron obtenidos mediante la asistencia del programa de simulación
de procesos ASPEN PLUS, introduciendo la composición de la corriente acida a
purificar y sus condiciones de flujo, presión y temperatura de operación, y de acuerdo a
los resultados arrojados se establecieron las conclusiones y recomendaciones de la
investigación.
Determinar la factibilidad técnico-económica de la instalación de una unidad
purificadora de la corriente de CO2 en el Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
Se realizo un estimado de costos clase V (también llamado estimado conceptual, de
orden de magnitud o para fines de planificación de un proyecto), esta evaluación
basada en una definición a “grosso modo” de dicho proyecto y de sus unidades de
128
proceso, indicaran un valor del costo del diseño de la unidad purificadora de CO2 en las
plantas de LGN I y II del Complejo
Petroquímico Ana María Campos. Este tipo de estimado se prepara cuando se ha
determinado la necesidad de un bien o servicio y/o se ha iniciado su conceptualización,
de forma que virtualmente no se ha iniciado la ingeniería del proyecto por lo que son de
gran importancia. Para aumentar la precisión del estimado.
129
CAPITULO IV
RESULTADOS OBTENIDOS
En este capítulo se presentan los resultados obtenidos a través de la realización de
este trabajo de grado, para dar respuestas a los objetivos planteados en el problema,
así como también el orden en que fueron obtenidos los resultados, las fases que
permitieron su realización y las herramientas utilizadas para alcanzar los objetivos.
Describir las características de descarga del sistema de endulzamiento del gas
natural en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Planta de LGNI.
El proceso utiliza una solución acuosa al 70% de D.G.A, como agente tratante.
Como esta solución se pone en contacto intimo con un gas que contiene sulfúrico de
hidrogeno (H2S) y dióxido de carbono (CO2) dentro de un absolvedor, se produce una
reacción química. Esta es una reacción reversible, la cual, cuando se incrementa la
temperatura, cambia el equilibrio hacia la izquierda. Esto significa que la amina fría se
combina con sulfuro de hidrogeno (H2S) y dióxido de carbono (CO2) dentro de un
absolvedor, la solución acida se calienta, primero por intercambio de calor y
posteriormente con vapor en la columna de despojamiento. Este calentamiento cambia
el equilibrio a la izquierda lo cual libera sulfuro de hidrogeno (H2S) y el dióxido de
carbono (CO2) liberado se remueven del sistema.
130
Figura 9. Diagrama de Flujo de Proceso de la planta LGN I.
Fuente: (Chirinos, 2012)
70
71
Planta de LGNII.
El sistema de endulzamiento de la corriente de Gas Natural procesara el gas de
salida de las facilidades de entrada (libre de sólidos y condensados). El sistema
removerá las trazas de sulfuro de hidrogeno (H2S) y el dióxido de carbono (CO2) hasta
los valores requeridos, a través de una amina (A - MDEA). Estos componentes no
deseables son enviados al depurador de Gas Acido denominado V-209 para separar los
gases ácidos de los líquidos condensados que regresan al destilador de amina T-202
como reflujo. El flujo de gases ácidos (CO2 y H2S) es posteriormente enviado a la
atmósfera mediante el sistema de venteo de gases ácidos tambor V-219. El proceso de
remoción de estos gases esta compuesto por dos columnas de absorción (T-201 y T-
202) operando en paralelo y una unidad de regeneración de amina común para las dos
columnas de absorción.
El gas acido proveniente de la regeneración del solvente (MDEA) será enviado a
la sección de purificación de CO2. Con una composición de más del 93% de dióxido de
carbono (CO2) es enviado a la sección de purificación para la remoción del H2S. La
corriente de CO2 una vez desulfurada es enviada a los filtros de partículas sólidas y
posteriormente a la sección de deshidratación.
Posterior a la deshidratación, la corriente de CO2 purificada constituirá la
alimentación de un sistema de compresión. A la salida de la sección de purificación y
compresión del CO2, este será almacenado y posteriormente utilizado para su
disposición final dentro del complejo.
72
Figura 10. Diagrama de Flujo de Proceso de la planta LGN II.
Fuente: (Chirinos, 2012)
72
73
Identificar las diferentes sustancias para la purificación de la corriente de CO2 que
ofrece el mercado.
Nombre del Proceso
Tipo de Proceso
Selectividad Capacidad de
remoción
Rango de presión de operación
Rango de temperatura de operación
Insumos necesarios
Aspectos de seguridad
Esponja de Hierro
Adsorción por lechos
solidos H2S
Maxima 10 TON de azufre
recobrable de la corriente de gas
25-1200 lpc No especificado Agua y
carbonato de sodio
Producto piroforico
Tamices moleculares
Adsorción por lechos
solidos
H2S, CO2 y H2O
No especificado No
especificado No especificado
Horno para la regeneración, filtro de polvillo
Disposición segura de
gases acidos
Proceso mads (Tamiz
molucular)
Adsorción por lechos
solidos H2S No especificado
No especificado
No especificado Filtro/depurador
de entrada
Disposición segura de los
desechos
Chemsweet Adsorción por lechos
solidos H2S
Hasta 400 ppmv
75-1400 lpc Ambiente Agua y
dispersantes
Disposición segura de los
desechos
Sulfatreat Adsorción por lechos
solidos H2S
Hasta 30000 ppm
70-900 lpc >40-130 °F Agua
Disposición segura de los desechos (no
toxico)
Proceso efco (Tamiz y amina)
Adsorción por lechos
solidos
H2S, CO2 y H2O
No especificado No
especificado No especificado
Horno para la regeración,
filtro de polvillo, planta de
aminas para endulzar el gas de regeración
Disposición segura de
gases acidos
Proceso Pura Spec
Adsorción por lechos
solidos H2S, CO2 50 ppmv Atm-1800 lpc
Efectividad para
temperaturas menores a 32
°F
No especificado
Disposición segura de los
desechos
Carbon Activado
Adsorción por lechos
solidos
H2S y Compuestos sulfurados
30-0.2 ppm Sin limite Máx. 150 °F Aire Disposición segura de
gases acidos
Oxido de Zinc Adsorción por lechos
solidos H2S Hasta 300 ppm Atm-720 lpc 660-840°F
No especificado
Disposición segura de los
desechos (considerando
sustancia peligrosa)
Slurrisweet Adsorción por lechos
solidos H2S
H2S hasta 100 gr/ 100 PCE
25-1200 lpc No especificado Depurador de
entrada y precalentador
Disposición segura de los
desechos
Stretford Adsorción por lechos
solidos H2S Hasta 1 ppm Atm-100 lpc 90-120 °F
No especificado
Disposición peligrosa de
efluentes toxicos
Fosfato Tripotasico
Adsorción por lechos
solidos H2S No especificado
No especificado
Altas temperaturas
No especificado
Proceso reemplazado por procesos
de etanolamina
Fuente: (Fang, 2010)
Tabla 1. Comparación entre los diferentes tipos de sustancias no regenerativas
74
Seleccionar la sustancia más apropiada para la purificación de la corriente de CO2.
en las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
Tomando en cuenta las características, descripción y condiciones de operación de
las diferentes sustancias selectivas a la remoción de H2S; se concluye, que la mejor
opción para desulfurar la corriente de CO2 proveniente de la sección de regeneración
de amina en las plantas de LGN I y LGN II, es la tecnología de SULFATREAT; la misma
presenta las siguientes ventajas con respecto a las otras tecnologías descritas:
1. No adsorbe agua ni hidrocarburos.
2. No presenta problemas de formación de espuma.
3. Sin reacciones secundarias en presencia de otros compuestos. Selectivo
únicamente al sulfuro de hidrogeno.
4. Fácil disposición del lecho gastado, no toxico.
5. El proceso es favorecido con altas temperaturas.
6. La corriente saturada en agua favorece el proceso de remoción de H2S.
Una vez seleccionado el proceso SULFATREAT como la opción mas adecuada para
el caso estudio, se hace un resumen del proceso operativo concerniente a esta
tecnología.
Sulfatreat es el nombre comercial de un reactivo sólido a base de óxido de hierro
para eliminación de H2S de corrientes gaseosas. Este es un producto no regenerable
que se dispone en forma de lecho sólido. El contaminante removido del gas reacciona
con el Sulfatreat y queda incorporado al reactivo, el cual debe ser reemplazado cada
determinado tiempo.
Sulfatreat se presenta en forma de pequeños gránulos con gran regularidad de
tamaño y forma, su color es negro, y todas sus características son similares antes y
después de reaccionado.
75
Está compuesto por óxidos de hierro soportados sobre una estructura de silicatos
inertes. Una vez reaccionado, contiene pirita (disulfuro de hierro) producto de la
reacción entre el Sulfatreat y el H2S. La pirita es un compuesto estable que no se
descompone, por lo que el H2S es irreversiblemente eliminado.
El reactivo no es tóxico, inflamable, explosivo, corrosivo o irritante, ni antes ni
después de la operación, por lo que no ocasiona problemas ambientales en su
disposición final ni en su manipulación.
El principio operativo de Sulfatreat consiste en la reacción química entre el H2S de la
corriente gaseosa con el óxido de hierro, obteniéndose como productos el sulfuro
ferroso (FeS2), también denominado pirita, y vapor de agua.
El sulfuro ferroso (Fe2S), producto de la reacción, no es tóxico, ni corrosivo ni
inflamable. La reacción es irreversible y el producto es un compuesto estable que no se
descompone, por lo que el H2S es eliminado de la corriente de gas en forma
irreversible. En consecuencia el reactivo no es regenerable y debe reemplazarse cada
determinado tiempo, generalmente entre uno y tres años, disponiéndose en forma de
lecho sólido. El reactivo agotado constituye un residuo especial no peligroso, cuya
disposición final puede realizarse en rellenos sanitarios o en caminos.
Descripción del Proceso SULFATREAT:
El gas acido ingresa al sistema de reactores de sulfatreat, donde el H2S reacciona
irreversiblemente con el reactivo y es eliminado. Antes de su ingreso a los lechos, se
debe atomizar agua de modo de lograr la saturación de la corriente, condición
fundamental para el buen desempeño del sistema. El exceso de agua es luego
removido en un depurador, aguas abajo de la inyección, pues el ingreso de agua en
estado líquido a los lechos daña el reactivo en forma permanente por generar
canalizaciones en el mismo.
76
El gas ingresa luego al lecho o batería de lechos por la parte superior y lo(s)
atraviesa saliendo por la conexión inferior. Durante este proceso el H2S reacciona con
el sulfatreat y es removido de la corriente.
En el fondo del recipiente pueden acumularse agua (liquida) y/o otros hidrocarburos
condensados, los cuales deben purgarse periódicamente.
El funcionamiento del reactivo se ve afectado principalmente por dos factores:
(a) Saturación de agua: el gas debe estar saturado de agua en fase vapor, o sea
que no se necesita agua liquida. De hecho cualquier líquido libre en el lecho
perjudicará la operación por producir canalizaciones en el reactivo.
(b) Temperatura: La reacción es más rápida a medida que la temperatura es mayor,
por lo tanto, con altas temperaturas de diseño se tienen lechos más pequeños.
El modelo de flujo dentro de los lechos de Sulfatreat es de “tipo pistón”. El gráfico
adjunto ilustra un esquema típico de un reactor de Sulfatreat.
El gas ingresa por la parte superior del lecho, generando una zona de reacción
que va desplazándose hacia la parte inferior a medida que el reactivo se va agotando, y
sale del reactor por la parte inferior con una concentración de H2S que es próxima a 0
ppm durante la mayor parte de la vida útil del reactivo.
Esta característica le confiere al sistema la capacidad de absorber variaciones
instantáneas de concentración y/o caudal sin necesidad de maniobras especiales o
inversiones extraordinarias en el costo de operación, en términos de costo por
kilogramo de H2S removido.
77
Figura 11. Esquema típico de un reactor de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com,2012)
El sistema puede estar compuesto por uno o más reactores en configuraciones
en serie o paralelo, con una instalación desde el punto de vista de cañerías e
instrumentos muy sencillos, tal como ilustra el gráfico adjunto.
Los reactores no requieren internos especiales más allá de los que forman el
soporte de lecho (perfilería, mallas y un disco de poliuretano), por lo cual conforman un
sistema robusto que no requieren mantenimiento especial.
78
Figura 12. Reactores de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com,2012)
El equipamiento asociado a un reactor de Sulfatreat es también muy sencillo,
justificando su preferencia operativa al no requerir ningún tipo de complejidad, como sí
la tienen otras tecnología de remoción de H2S.
El gráfico adjunto ilustra un diagrama de proceso típico de una instalación de
Sulfatreat. La inyección de agua busca asegurar la saturación de agua requerida y es
común en algunas situaciones agregar además un calentador para aumentar la
temperatura de ingreso del gas al sistema.
79
Figura 13. Diagrama de proceso típico de una instalación de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com,2012)
Figura 14. Rangos de aplicabilidad del Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com,2012)
80
Diseñar una unidad purificadora de CO2 para el complejo petroquímico Ana María
Campos.
El gas natural que se procesa en las plantas de LGN I y II del complejo
petroquímico Ana María Campos, proviene en gran parte de la red del lago de
Maracaibo, con un flujo de 165 MMPCED para LGN I y de 180 MMPCED para
LGN II respectivamente, la mezcla de este gas de alimentación tendrá hasta un
máximo de 5,01 % de CO2, y al salir de la sección de facilidades de entrada pasa
directamente a la sección de adulzamiento de cada planta para la remoción del
CO2.
Un flujo de 17,3 MMPCED de gas acido constituirá la alimentación de la
sección de purificación de CO2, el cual estará formado principalmente por
93,57% de dióxido de carbono, 154 ppm de H2S, 6.4% de vapor de agua y 2 ppm
de nitrógeno a una presión aproximada de 6 lpc y una temperatura de 120°F.
Tabla 2. Características del CO2 venteado a la atmosfera en las plantas de LGN I y LGN II.
Componente Composición
CO2 93,57
H2S 154 ppm
H2O 6,4
N2 2 ppm
Fuente: (Chirinos, 2012)
81
Figura 15. Diagrama de Flujo de Proceso de la Unidad de Purificación de CO2 Simulado con el Software Aspen Plus
Fuente: (Chirinos, 2012)
D-1
C-1
E-1
D-2
R-1
R-2
81
82
Diseño del depurador horizontal D-1
Para desarrollar el diseño del depurador horizontal bifásico se realizan los
siguientes cálculos.
Estimación de la Velocidad Terminal (Vt)
(1)
Donde: Vt: Velocidad terminal (pie/s)
K: Constante de Souders y Brown.
ΡL: Densidad del liquido (lb/ft3).
Ρg: Densidad del gas (lb/ft3).
Para la estimación del valor de la constante K se emplea la tabla 3, la cual
suministra valores de K, para depuradores horizontales, esféricos y verticales y
horizontales en función de la presión de operación. Adicionalmente, posee
consideraciones para depuradores en la succión de compresores.
Tabla 3. Estimación del valor de K.
Tipo de Depurador Factor K (Pie/seg)
Horizontal 0,40 a 0,50
Vertical 0,18 a 0,35
Atmosferico 100
150 lpc 90
Fuente: (GPSA, 2004); traducido por (Chirinos,2012)
56,0
10
LxKVt
g
gl
83
Tomando el valor de la tabla 3 de un valor de Ke = 0,50; por otro lado se debe
corregir por la presión de operación que es 6 lpc.
Según Marcías Martínez en el manual sobre Diseño conceptual de depuradores.
Pag. 33 para depuradores de debe multiplicar por 1,66 el valor de Ke obtenido para
obtener el valor de K.
Sustituyendo los valores encontrados y suponiendo la longitud del depurador
(L),10 pies, se tiene:
s
piex
pie
lb
pie
lb
pie
lb
xVt 72,1610
10
147,0
147,037,59
833,0
56,0
3
33
Caudal real de Gas (Qg)
El valor del caudal de gas a condiciones normales conocido de 17,3 MMPCND, es
corregido para llevarlo a las condiciones actuales de presión y temperatura del depurador
mediante la siguiente expresión:
(2)
Donde: Qg: Caudal de gas de operación (pies3/s).
Ρ: Presión estandar(lpca).
Ρstd: Presión de operación (lpca).
Tstd: Temperatura estandar (°R).
T: Temperatura de operación (°R).
Sustituyendo los valores en la Ec. (2) se tiene
)(86400
1.@ Z
TstdPs
diaTPstdQMMPCNDQ opg
833,050,066,1 xK
84
s
pies
Rlpcas
diaRlpcapcndQ opg
36
@ 02,168)06.1(5207,2086400
167,579.7,14.103,17
Cálculo del Área de la Sección Transversal de Gas (Ag)
Área de la sección transversal (Ag) mínima de gas que permite el flujo normal del gas
dentro del depurador:
(3)
Donde: Ag: Área de la sección transversal minima de gas (pies2).
Qg: Caudal de gas de operación (pies3/s).
Vg: Velocidad del gas (pies/s).
Para el diseño de depuradores se recomienda utilizar una velocidad superficial
del gas (Vg) de aproximadamente el 85% de la velocidad terminal (Vt). La velocidad
superficial del gas se calcula como tg VV 85,0 .
s
pies
s
piesxVg 21,1472,1685,0 .
Sustituyendo los valores en la Ec. (3) se tiene
2
3
82,11
21,14
02,168
pies
s
piess
pies
Ag
g
opg
gV
QA
@
85
Cálculo del Diámetro del Depurador (D)
Partiendo por el principio que el nivel de líquido en el depurador se encuentra en
la mitad, entonces se considera Al = Ag, se tiene que el área total AgAt 2
Sustituyendo, 22 64,2382,112 piespiesxAt
A partir del área total (At) del depurador se obtiene el diámetro (D):
(4)
Donde: D: Díametro (pies).
At: área total (pies2).
Sustituyendo los valores en la Ec. (4) se tiene
"83,6549,51416,3
64,234 2
piespiesx
D
Caudal de Líquido (Ql)
s
piesQl
3
03,0
Ag
Al
xAtD
4
86
Cálculo de la Longitud del Depurador.
La longitud del depurador se determina suponiendo un valor de la longitud
costura (Lss). Posteriormente, se calcula el volumen de líquido retenido como
xLssAV ll , el Al es la mitad del área total calculada con el mayor diámetro nominal
inmediato, es decir:
(5)
Donde: Al: Área de liquido (pies2).
D: Díametro (pies).
Sustituyendo los valores en la Ec. (5) se tiene
Adicionalmente, se debe calcular el tiempo de retención de líquido
.l
l
rlQ
Vt
*60
Se debe verificar que la relación de esbeltez del depurador L/D se encuentre
entre 2,5 y 5; las longitudes comunes comienzan en 7,5 pies y aumentan en
incrementos de 2,5 pies.
5,04
'2
xxD
Al
22
66,115,04
)6(' piesx
piesxAl
(6)
87
Tabla 4. Cálculos realizados para obtener la relación L/D del depurador:
Lss
(pies) Vl (pies3) t(retencion)(s) L/D
7,5 87,48 48,6 1,38
10 116,60 64,78 1,83
12,5 145,75 80,97 2,29
15 174,90 97,17 2,75
17,5 204,05 113,36 3,21
20 233,20 129,56 3,67
22,5 262,35 145,75 4,13
25 291,50 161,94 4,59
27,5 320,65 178,14 5,05
30 349,80 194,33 5,50
32,5 378,95 210,53 5,96
35 408,10 226,72 6,42
37,5 437,25 242,92 6,88
40 466,40 259,11 7,34
Fuente (Chirinos, 2012)
Seleccionando una relación L/D de 3,67 se tiene un Depurador de 20 / 5,45 pies.
Distancia vertical disponible para el flujo de gas
Uno de los parámetros para verificar que el diseño del depurador sea apropiado,
es revisar que se cuenta con el espacio suficiente para la instalación del eliminador de
neblina, verificando que se cumple con el criterio de diseño recomendado de
Dópieshg %202 el que sea mayor de los dos casos.
88
La distancia vertical disponible para el flujo de gas en el depurador es la mitad
del diámetro del depurador, en base a la suposición de que el Ag = Al. Es decir
1,1%202725,2 Dópiespieshg , se escoge el mayor.
Dimensionamiento de las Boquillas de Entrada y Salida
El diámetro de las boquillas de entrada, salida de gas y salida de líquido, se
calcula tomando como referencia la velocidad del flujo correspondiente. Para ello, se
utilizarán los siguientes criterios de diseño.
Boquilla de Entrada:
m
Ve
25
Donde:
Ve: Velocidad en la Boquilla de Entrada (pies/s)
m : Densidad de la mezcla (lb/ft3).
gl
ggll
mQQ
Donde:
m : Densidad de la Mezcla (lb/ft3).
l : Densidad del liquido (lb/ft3).
g: Densidad del gas (lb/ft3).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Ql: Caudal de gas (ft3/s).
(7)
(8)
89
Boquilla de Salida de Gas:
g
Vg
50
Donde:
Vg: Velocidad en la boquilla de salida de gas (pies/s)
g: Densidad del gas (lb/ft3).
Boquilla de Salida de Líquido:
s
piesVl 3,3
Donde.
Vl: Velocidad en la boquilla de salida de líquido (pies/s)
Dimensionamiento de la Boquilla de Entrada
Para la boquilla de entrada, considerando como velocidad el valor
correspondiente a la máxima permitida, según los criterios indicados se tiene:
Sustituyendo los valores en la Ec. (8) se tiene
333
3
3
3
3
1575,0
02,16803,0
02,168147,003,037,59
pies
lb
s
pies
s
pies
s
piesx
pies
lb
s
piesx
pies
lb
m
(9)
(10)
90
Sustituyendo los valores en la Ec. (7) se tiene
s
pies
pies
lbVe 99,62
1575,0
25
3
Finalmente el diámetro mínimo de la boquilla de entrada viene dado por:
Ve
QQD
gl
e
)(4
Donde:
De :Díametro de la boquilla de entrada (ft).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Qg: Caudal de gas (ft3/s).
Ve: Velocidad de entrada (ft/s).
Sustituyendo los valores en la Ec. (11) se tiene
"08,2284,1
99,62
)02,16803,0(433
pies
s
piesx
s
pies
s
piesx
De
Dimensionamiento de la Boquilla de Salida de Gas
Para la boquilla de salida de gas, considerando como velocidad el valor
correspondiente a la máxima permitida, según los criterios indicados se tiene:
Sustituyendo los valores en la Ec. (9) se tiene
s
pies
pies
lbVg 41,130
147,0
50
3
(11)
91
Finalmente el diámetro mínimo de la boquilla de salida de gas viene dado por:
xVg
QxD
g
g
)(4
Donde:
Dg :Diametro de la boquilla de salida de gas (ft).
Qg: Caudal de gas (ft3/s).
Vg: Velocidad del gas (ft/s).
Sustituyendo los valores en la Ec. (12) se tiene
"1628,1
41,130
)(02,16843
pies
s
piesx
s
piesx
Dg
Dimensionamiento de la Boquilla de Salida de Líquido
Considerando como máxima velocidad permitida s
piesVl 3,3 y sustituyendo, se
tiene el diámetro mínimo de la boquilla de salida de líquido viene dado por:
xVl
QxD l
l
)(4
Donde:
Dl :Diametro de la boquilla de salida de liquido (ft).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Vl: Velocidad del liquido (ft/s).
(12)
(13)
92
Sustituyendo los valores en la Ec. (13) se tiene
"211,0
3,3
)03,0(43
pies
s
piesx
s
piesx
Dl
Diseño del Eliminador de Neblina o Demister
En base a lo recomendado por el Manual de Diseño de Procesos de PDVSA
MDP-03-S-03 “Depuradores Líquido-Vapor” Para servicios limpios y críticos, se debería
instalar en el espacio de vapor una malla horizontal de espesor (6 pulg), con 80 kg/m3
(5 lb/pie3) de densidad aparente, para reducir el arrastre líquido a menos de 1 kg de
líquido por 100 kg de gas (1 lb por cada 100 lb de gas).
Además, para los tambores de diámetros mayores de 900 mm (3 pie), se debería
tener una boquilla de entrada en cada extremo y una sola boquilla de salida central.
Para el dimensionamiento del eliminador de neblina se tiene que el área
requerida de la malla (Amalla) se calcula en función de la velocidad superficial del gas
como:
g
g
mallaV
QA
Donde:
Amalla : Área de la malla (ft2).
Qg: Caudal de gas (ft3/s).
Vg: Velocidad del gas (ft/s).
(14)
93
Sustituyendo los valores en la Ec. (14) se tiene
23
82,11/21,14
/02,168pies
segpies
segpiesAmalla
Considerando una malla cuadrada, la longitud viene dada por:
piespiesAl mallamalla 44,3)82,11()( 2/122/1
La distancia mínima permisible entre el tope de la malla y la boquilla de salida del
gas se calcula a partir de la siguiente ecuación:
piespiespiesDl
hgmalla
g 06,12
)12/16(44,3
21
La distancia vertical disponible entre el fondo de la malla y el nivel máximo de
líquido se determina como, en base a la suposición de que el Ag = Al,
piesD
hl ,22
piesh
piespiespiespiesehhDh
g
mallaglg
44,1
)5,0()06,1()2()0.6(
2
12
La altura disponible entre el fondo de la malla y el nivel máximo de líquido debe
ser como mínimo 1 pie para prevenir el rocío excesivo en la malla. En tal sentido,
pieshg 44,12
(15)
(16)
(17)
94
Tabla 5. Características del depurador D-1
Hoja de Especificación Técnica
Ficha Técnica de Diseño Diagrama (Dimensiones) Componente Composición
CO2 93,57
H2S 154 ppm
H2O 6,4
N2 2 ppm
Codigo
Depurador Horizontal
D-1
Especificación Simbolo Unidades Valor
Flujo Volumetrico del Vapor QV pie3/s 168,02
Flujo Volumetrico del Liquido QL pie3/s 0,03
Velocidad Terminal del Vapor UT pie/s 14,21
Tiempo de Retención TH min 2,16
Volumen de Retención VH pie3
233,20
Diametro del Depurador D pie 5,45
Diametro de la boquilla de entrada vapor-liquido DE pie 1,84
Diametro de la boquilla de salida de gas DSG pie 1,28
Diametro de la boquilla de salida de liquido DSL pie 0,16
Altura del área de separación del vapor HV pie 2,73
Velocidad real del vapor UVA pie/s 16,72
L/D -------- -------- 3,67
Área del nivel normal de liquido ANLL pie2
11,66
Presión de operación lpc 6
Temperatura de operación °F 120
Espesor de carcasa ts pulg 0,250
Tipo de cabezal -------- -------- Ellipsoidal 2.1
Área superficial de carcasa AS pie2 110
Área superficial de cabezales AH pie2 23,64
Peso aproximado del recipiente W lb 3483,30
Fuente (Chirinos, 2012)
95
Selección del compresor requerido C-1.
Tabla 6.Caracteristicas del Compresor Requerido C-1
Hoja de Especificación Técnica
Ficha Técnica de Diseño Diagrama Componente Composición
CO2 93,57
H2S 154 ppm
H2O 6,4
N2 2 ppm
Codigo
Compresor C-1
Tipo de Compresor: Desplazamiento Positivo, Tornillo Rotativo (Screw Compressors)
Especificación Simbolo Unidades Valor
Flujo masico Fm Lb/h 42442
Flujo volumetrico Q1 pie3/s 0,52
Flujo Molar FM Lbmol/h 905
Peso molecular promedio MW Lbm/lbmol 43,7312
Densidad de succión ρS Lb/pie3
0,147
Densidad de descarga ρD Lb/pie3
0,295
ACFM -------- -------- 31,02
Número de etapas # -------- 1
Temperatura de entrada T1 °F 120
Temperatura de salida T2 °F 308
Presión de succión P1 lpc 6
Presión de descarga P2 lpc 40
Relación de presión R/P -------- 2.2
Eficiencia mecánica ηmec -------- 74
Eficiencia politropica ηpoli -------- 74
Potencia PG HP 655
Cabezal isentropico pie 112
Fuente (Chirinos, 2012)
96
Diseño del enfriador de gas E-1.
Se considerara como medio de enfriamiento el Agua
Se diseño un intercambiador en contracorriente del tipo carcasa y tubo,
con el agua fluyendo a través de los tubos y el gas por la carcasa.
Figura 16. Calor transferido vs. Temperatura para el intercambiador por agua
Fuente (Chirinos, 2012)
Se comienza calculando las diferencias mayor y menor de temperatura,
para luego calcular la diferencia de temperatura media logarítmica.
Se asumirá que t2 = 190ºF.
T1 = T1 – t2 = 308ºF – 190ºF = 118ºF
T2 = T2 – t1 = 180ºF – 175ºF = 5ºF
F
LnT
TLn
TTT º75,35
5
118
5118
2
1
21log
Agua
Gas T1 = 308 ºF
t2 =190 ºF T2 = 180 ºF
t1 = 175 ºF
97
Luego, se obtiene el valor de F de las figuras 9-4 a 9-7 del GPSA. Se toma
el primer valor que resulte ser mayor que 0.8. Para ello se deben calcular primero
los términos P y R.
Figura 17. Factor de corrección LMTD (2 pases por la carcasa; 4 pases por los tubos)
Fuente (GPSA, 2004)
Resultados obtenidos de la figura XX
11,0175308
175190
11
12
tT
ttP
53,8175190
180308
12
21
tt
TTR
98
Con estos valores, se obtiene de la figura 17 del GPSA obtenemos F =
0,94, para un intercambiador de 2 paso por la carcasa y 4 ó más pasos por los
tubos.
Tm = F.(Tlog) = 0,94.(35,75) = 33,61ºF
Una vez obtenido el Tm, se procede a calcular el valor del caudal de gas
a condiciones normales conocida de 17,3 MMpstd, es corregido para llevarlo a
las condiciones actuales de presión y temperatura del enfriador mediante la
siguiente expresión:
(2)
Donde: Qg: Caudal de gas de operación (pies3/s).
Q: Caudal de Gas (pies3/s).
Ρ: Presión estandar(psia).
Ρstd: Presión de operación (psia).
Tstd: Temperatura estandar (°R).
T: Temperatura de operación (°R).
Sustituyendo los valores en la Ec. (2) se tiene
hpiess
piesx
Rlpcasx
diaRlpcaPCNDQ opg /39,28440779)9945,0(
5207,5486400
167,7677,14103,17 336
@
Calculo del calor transferido
(18)
).(86400
1.@ Z
TstdPs
diaTPstdQMMPCNDQ opg
Tcpgmgqg ..
99
Donde:
qg = Calor transferido (Btu/h).
mg= Flujo másico de gas (lb/h)
Cpg: Calor especifico del gas (Btu/lb. Fº ).
T = Diferencia media de temperatura ( Fº ).
Luego, se tiene que:
qagua = magua.Cpagua.Tagua
hrlbpieslbhpiesmg /07,79634/28.0./39,284407 33
Sustituyendo los valores en la Ec. (15) se tiene
hrBtulbBtuhlbqg /16,1232353128./1209,0./07,79634 FºFº
Calculo del flujo másico de agua.
TaguaCpagua
qaguamagua
Donde:
mg= Flujo másico del agua (lb/h)
qg = Calor transferido (Btu/h).
Cpg: Calor especifico del agua (Btu/lb. Fº ).
T = Diferencia media de temperatura ( Fº ).
Sustituyendo los valores en la Ec. (16) se tiene
hrlbmagua /89,82156)175190(1
16,1232353
(19)
100
Se trabajará entonces con la ecuación, de la forma:
TmAUq oo .
Despejando de la Ec. 17 Ao nos queda.
TmUo
qAo
.
Donde:
q = Calor transferido.
Uo = Coeficiente global de transferencia de calor.
Ao= Área.
Tm = Diferencia media de temperatura.
Se asumirá, para comenzar, un coeficiente global de transferencia de calor
Uo = 18
Se calcula entonces Ao. Sustituyendo los valores en la Ec. (17) se tiene
22037)61,33.(18
16,1232353pieAo
De la tabla 7, se selecciono un tubo con las siguientes características:
O.D: 1’’, BWG: 14 BWG, t: 0,083”, Ai: 0,5463”, So: 0,2618, De/Di: 1,199, Di: 0,834
(20)
101
Tabla 7. Características de los tubos.
Fuente (GPSA, 2004)
102
Para calcular la longitud total de los tubos, se utiliza la siguiente ecuación:
Donde:
LT = Longitud total de los tubos (pies).
Ao= Área (pie2).
So = Superficie externa de los tubos (pie2/pie).
Sustituyendo los valores en la Ec. (18) se tiene
piespiepie
pieLT 80,7780
/2618.0
20372
2
Se asumirán tubos de L = 14 pies, con lo cual se puede calcular el número
de tubos:
Donde:
NT = Número de total de tubos.
LT = Longitud total de los tubos (pies).
L= Longitud de los tubos (pies).
Sustituyendo los valores en la Ec. (19) se tiene
tubostubospies
piesNT 55677,555
14
80,7780
Debido a que uno de los fluidos es gas, el intercambiador debe ser de
arreglo triangular.
so
AoLT
(21)
L
LN T
T (22)
103
Con la figura 18. Tomando tubos de 1’’-pitch 1-¼’’ y 556 tubos, se obtiene
el diámetro de la carcasa:
Ds = 34 pulg
Figura. 18. Número de tubos Vs Diámetro de tubos.
Fuente (GPSA, 2004)
Se comprobará la relación LT/Ds, la cual debe ser 3 < LT/Ds < 15.
94,434
1214
x
Ds
LT
Se comprueba entonces que la relación entre la longitud de los tubos y el
diámetro de la carcasa está dentro de los valores recomendados.
Luego, se procede a calcular el coeficiente global de transferencia de calor
Uo, con la ecuación.
104
rfiAi
Aorforw
hiAi
Ao
ho
Uo11
1
Donde:
Uo: Coeficiente de transferencia de calor del exterior de los tubos.
ho: Coeficiente de película del fluido por el exterior de los tubos.
Ao/Ai: Relación de áreas (interna y externa).
hi: Coeficiente de película del fluido por el interior de los tubos.
rw: Resistencia del metal.
rfo: Resistencia de las incrustaciones del exterior de los tubos.
rfi: Resistencia de las incrustaciones del interior de los tubos.
rw se calcula con la ecuación:
Di
DoLn
kw
Dorw .
.24
Donde:
Kw: Conductividad del metal (Btu/(h.pie2. Fº )/ pie), el cual se encuentra en la
tabla 8. Se supondrá acero al carbono. Do y la relación Do/Di se obtienen de la
tabla 7.
Tabla 8. Metales típicos con su conductividad térmica.
Fuente (GPSA, 2004)
(23)
(24)
105
Sustituyendo los valores en la Ec. (21) se tiene
4107,2199,1)28(24
1
xLnrw
rfo y rfi se obtienen de la tabla 9:
rfo = 0,001
rfi = 0,002
Tabla 9. Coeficiente global de transferencia térmica.
Fuente (GPSA, 2004)
El número de Reynolds modificado:
DiGtNR
Donde:
Di = Diámetro interno del tubo (pulg)
= Viscosidad del agua (cp)
(25)
106
Figura. 19. Viscosidad del agua y de líquidos derivados del petróleo.
Fuente (CRANE, 1996)
La velocidad másica Gt se obtiene por la ecuación:
TNAi
NpmaGt
..3600
..144
Donde:
ma: Flujo másico del agua (lb/h)
Np: Número de pasos de los tubos.
Ai: Área del interior de los tubos (pulg2).
NT: Número de tubos.
(26)
107
Sustituyendo los valores en la Ec. (23) se tiene
2/27,43)556.(5463,0.3600
).4.(89,82156.144pieslbGt
Sustituyendo los valores en la Ec. (22) se tiene
cPspielbpuN R 2/lg52,20018,0
)27,43).(834,0(
Con NR y LT/D, entramos en la figura 20 y obtenemos el valor de J = 1000
Figura. 20. Coeficientes de transferencia térmica y resistencias de ensuciamiento
Fuente (GPSA, 2004)
Luego, se despeja de la Ecu. 24 el coeficiente de película del fluido por el
interior de los tubos (hi).
108
3/1
k
Cpk
hiDiJ
Luego obtenemos lo siguiente:
Di
k
CpkJ
hi
3/1
Donde:
hi: Coeficiente de película del fluido por el interior de los tubos.
J: Coeficiente.
K: Coeficiente de conductividad térmica.
Cp: Calor especifico del agua (Btu /lb. Fº ).
= Viscosidad del agua (cp)
: Factor de corrección para la viscosidad del fluido dentro de los tubos
Di: Diámetro interno del tubo (pulg)
Sustituyendo los valores en la Ec. (24) se tiene
FpiehrBtuhi º/60,342834.0
)1(36.0
)18.0(136.0.1000
2
3/1
Para el cálculo de ho se utiliza la fig. 10-44 de Ludwig. Para comenzar, se
debe calcular el número de Reynolds modificado:
GsDes
.Re
Donde:
Res: Número de Reynolds.
(27)
(28)
109
De = Diámetro equivalente (pulg).
Gs: La velocidad másica del gas(.lb/s.pie)
= Viscosidad del gas (lb/pie.h).
Figura. 21. Coeficientes de transferencia térmica
Fuente (LUDWING, 1996)
La velocidad másica del gas Gs se obtiene por la siguiente ecuación:
As
mgGs
Donde:
Gs: La velocidad másica del gas(.lb/s.pie)
De = Diámetro equivalente (pie).
As: Área de flujo (pie2)
(29)
110
El área se calcula con la siguiente ecuación:
p
)B)('C(DsAs
144
Donde:
Ds: Diámetro interno de la carcasa (pulg).
C’ = Espacio entre tubos adyacentes (pulg).
B: Espaciamiento entre bafles (pulg)
p: Arreglo o distancia triangular del los tubos (pulg)
Con todos los parámetros en pulgadas. C’ se obtiene de la figura 21 de
Ludwig (0.250 pulg), p representa el pitch o distancia entre tubos, la cual es 1-¼’’
para este caso. B representa la separación entre deflectores, para comenzar, se
toma B =30 pulg.
Sustituyendo los valores en la Ec. (27) se tiene
242,1)25.1(144
)30)(250.0)(34(pieAs
Sustituyendo los valores en la Ec. (26) se tiene
2/28,5621242,1
07,79634pieslbGs
Sustituyendo los valores en la Ec. (25) se tiene
74,67454)05,0(
)28,56212).(12/72,0(Re s
Con este valor de Res y tomando un 25% de corte de los deflectores, de la
figura 21 de Ludwig se lee: JH = 160
(30)
111
Posteriormente, se despeja ho de la ecuación:
14.03/1
wka
Cp
ka
hoDeJ H
14.03/1
wka
CpDe
kaJho H
Donde:
ho: Coeficiente de película del fluido por el exterior de los tubos (Btu/h.pie2. Fº ).
J: Coeficiente.
K: Coeficiente de conductividad térmica (Btu/(h.pie2. Fº )/pie).
Cp: Calor especifico del gas (Btu /lb. Fº ).
= Viscosidad del gas (cp)
: Factor de corrección para la viscosidad del fluido fuera de los tubos
De: Diámetro externo del tubo (pulg)
Sustituyendo los valores en la Ec. (28) se tiene
FpiehrBtuho º/02,30
)1(0153,0
)05,0)(1209,0(12/72,0
)0153,0)(160( 2
3/1
Conocidos todos los valores, se procede a sustituirlos en la siguiente
ecuación, para obtener el valor de Uo:
70,24
)002,0(199,1001,000027,060,342
1199,1
02,30
1
1
Uo
Uo = 24,70, lo cual es mayor que el valor supuesto de 18.
(31)
(32)
112
Se procede ahora a calcular las caídas de presión tanto en el interior de
los tubos como por la carcasa:
Caída de presión en el interior de los tubos:
Se calcula con la siguiente ecuación, obtenida de la fig. 10-14 del GPSA:
BNpfYLNp
P
Los valores de Y y B se obtienen de la misma figura, considerando el Gt,
Di y la gravedad específica del agua (1):
B = 0.02 psi/paso
Y = 1,02 psi/pie
f = 0,003
Sustituyendo los valores en la Ec. (30) se tiene
Sustituyendo en la ecuación de caída de presión resulta:
psiP 35,0)4)(02,0(1
)4)(14)(02,1)(003,0(
Caída de presión en la carcasa:
Se calcula con la ecuación 34:
sDeg
)Nc('DsfsGsPs
2
12
psix
Ps 2,2)1)(12/72,0)(3519.0)(1018.4(2
)6,5)(12/34()28,56212)(0018.0(8
2
(33)
(34)
113
Tabla 10. Características del intercambiador E-1
Hoja de Especificación Técnica
Ficha Técnica de Diseño Diagrama Componente Composición
CO2 93,57
H2S 154 ppm
H2O 6,4
N2 2 ppm
Codigo
Enfriador
E-1
Especificación Simbolo Unidades Valor
Fluido por Tubos H2O Agua
Fluido por Carcasa GAS Gas
Flujo de Gas UT Pies3/s 79,00
Flujo Másico de Gas FMG lb/h 79634,07
Flujo Másico de Agua FMA lb/h 82156,89
Presión P lpc 40
Temperatura Entrada Carcasa TEC °F 308
Temperatura Salida Carcasa (°F) TSC °F 180
Temperatura Entrada Tubos (°F) TET °F 175
Temperatura Salida Tubos (°F) TST °F 190
Tipo de Tubos pie2 Ø1”, 14 BWG
Longitud de los Tubos L pies 14
Número de Tubos # pie2 556
Pitch L pulg 1-1/4 Δ
Número de Pasos por los Tubos # s 4
Número de Pasos por los Tubos # pie/s 2
Diámetro de la Carcasa (pulg) LMIN pulg Ø34”
Espaciamiento Entre Deflectores (pulg) B pulg 30
Coeficiente Global de Transferencia de Calor K Btu/h.pie2. °F 18
Caída de Presión en los Tubos (lpc) ΔP pie 0,35
Caída de Presión en la Carcasa (lpc) ΔPS lpc 2,2
Fuente: (Chirinos, 2012)
114
Diseño del depurador vertical D-2
En este depurador vertical o secundario se establece los valores de la densidad
de gas y líquido iguales a las calculadas para el depurador horizontal o primario, esta
suposición es considerando que todo el gas que entra al depurador horizontal pasa al
depurador del compresor y que existe cierto arrastre del líquido del depurador
horizontal, por problemas operacionales tales como alto nivel de líquido en el depurador
horizontal o excesiva velocidad en la boquilla de entrada. Las pérdidas de presión en el
primer depurador se consideran despreciables al igual que la transferencia de calor.
Estimación de la Velocidad Terminal (Vt).
Para el diseño de depuradores verticales se emplea la siguiente ecuación para el
cálculo de la velocidad terminal (Vt), en la cual se debe estimar el valor de la constante
de Souders y Brown (K). A continuación se muestra dicha ecuación:
g
glKVt
Estimación de la Constante de Souders y Brown (K)
Para la estimación del valor de la constante K se emplea la tabla 3, la cual
suministrara valores, para depuradores verticales, en función de la presión de
operación.
Tomando el valor de la tabla 3 de un valor de Ke = 0,35; por otro lado debemos
corregir por la presión de operación.
(1)
581,035,0.66,1 K
115
Sustituyendo los valores en la Ec. (1) se tiene
s
pie
pie
lb
pie
lb
pie
lb
Vt 63,7
3519,0
3519,002,61
581,0
3
33
Cálculo Del Caudal Actual De Gas (Qg)
El valor del caudal de gas a condiciones normales conocida de 17,3 MMpstd, es
corregido para llevarlo a las condiciones actuales de presión y temperatura del depurador
mediante la siguiente expresión:
(2)
Donde: Qg: Caudal de gas de operación (pies3/s).
Q: Caudal de Gas (pies3/s).
Ρ: Presión estandar(psia).
Ρstd: Presión de operación (psia).
Tstd: Temperatura estandar (°F).
T: Temperatura de operación (°F).
Sustituyendo los valores en la Ec. (2) se tiene
s
pies
Rlpcas
diaRlpcaPCNDQ opg
36
@ 98,73)995,0.(52051,5286400
167,6397,14103,17
gasdeflujodeIncrementoQQ opggdiseño ....*@
)(86400
1.@ Z
TstdPs
diaTPstdQMMPCNDQ opg
116
s
pies
s
piesQQ opggdiseño
33
@ 25,9098,73*22,122,1
Cálculo del Área de la Sección Transversal del Recipiente (At)
El área de la sección transversal de gas que permite el flujo normal del gas
dentro del depurador se calculo como:
g
gdiseño
tV
QA
La velocidad del gas se calcula como tg VV 85,0 , es decir
s
pies
s
piesxVg 49,663,785,0 .
Sustituyendo los valores en la Ec. (3) se tiene
2
3
92,13
49,6
25,90
pies
s
piess
pies
At
Cálculo del Diámetro del Depurador (D)
Con el valor obtenido del área de la sección transversal del recipiente (At)
calculado se obtiene el diámetro como:
(4)
AtD
4
(3)
117
Sustituyendo los valores en la Ec. (4) se tiene
"52,5021,41416,3
92,134 2
piespies
D
Cálculo del Caudal de Líquido (Ql)
Según lo recomendado por PDVSA en el 90616.1.027 la mayoría de los
eliminadores de neblina garantiza a la salida del gas 0,1gal/MMPCN. Considerando
esta eficiencia en el eliminador de neblina del depurador primario, el caudal de líquido
esperado en el depurador a condiciones de operación normal se calcula como:
gal
pies
s
D
D
MMPCN
MMPCN
galQl
1
13368.0
86400
11,0
3
Sustituyendo los valores en la Ec. (32) se tiene
s
pies
gal
pies
s
D
D
MMPCN
MMPCN
galQl
33
0000227,01
13368.0
86400
13,171,0
Cálculo de la Longitud del Depurador (L)
Para el cálculo de la altura de un depurador, se debe asignar un valor de altura
de líquido hl. Los depuradores cuentan con válvulas on-off en las líneas de descarga de
líquido, las cuales una vez alcanzado el nivel de líquido establecido (hl) abren
desalojando todo el líquido presente en el depurador.
Si se establece una altura de líquido de 12 pulg. o 1 pie, según la capacidad para
líquido recomendada tanto por PDVSA como GPSA, la altura del recipiente se puede
aproximar en base a las distancias establecidas según PDVSA o GPSA.
(35)
118
Figura 22. Alturas sugeridas para depuradores
Fuente (M. Martínez,2000)
Para ambos se requiere el cálculo de las boquillas de entrada (De) y salida de
gas (Dg), los cuales se realizan a continuación se emplearan los mismos criterios que
para el separado horizontal, se tiene lo siguiente:
El diámetro de las boquillas de entrada, salida de gas y salida de líquido, se
calcula tomando como referencia la velocidad del flujo correspondiente. Para ello, se
utilizarán los siguientes criterios de diseño.
Boquilla de Entrada:
m
Ve
25
Donde:
Ve: Velocidad en la Boquilla de Entrada (pies/s)
(7)
119
m : Densidad de la mezcla (lb/ft3).
gl
ggll
mQQ
xQxQ
Donde:
m : Densidad de la Mezcla (lb/ft3).
l : Densidad del liquido (lb/ft3).
g: Densidad del gas (lb/ft3).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Ql: Caudal de gas (ft3/s).
Boquilla de Salida de Gas:
g
Vg
50
Donde:
Vg: Velocidad en la boquilla de entrada (pies/s)
g: Densidad del gas (lb/ft3).
Boquilla de Salida de Líquido:
s
piesVl 3,3
Donde.
Vl: Velocidad en la boquilla de salida de líquido (pies/s)
(8)
(9)
(10)
120
Dimensionamiento de la Boquilla de Entrada
Para la boquilla de entrada, considerando como velocidad el valor
correspondiente a la máxima permitida, según los criterios indicados se tiene:
Sustituyendo los valores en la Ec. (8) se tiene
3335
3
3
35
3
3519,0
25,901027,2
25,903519,01027,202,61
pies
lb
s
pies
s
piesx
s
piesx
pies
lb
s
piesxx
pies
lb
m
Sustituyendo los valores en la Ec. (7) se tiene
s
pies
pies
lbVe 14,42
3529,0
25
3
Finalmente el diámetro mínimo de la boquilla de entrada viene dado por:
Ve
QQD
gl
e
)(4
Donde:
De :Diametro de la boquilla de entrada (ft2).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Ql: Caudal de gas (ft3/s).
Ve: Velocidad de entrada (ft/s).
Sustituyendo los valores en la Ec. (11) se tiene
(11)
121
"2065,1
14,42
)25,901027,2(433
5
pies
s
piesx
s
pies
s
piesxx
De
Dimensionamiento de la Boquilla de Salida de Gas
Para la boquilla de salida de gas, considerando como velocidad el valor
correspondiente a la máxima permitida, según los criterios indicados se tiene:
Sustituyendo los valores en la Ec. (9) se tiene
s
pies
pies
lbVg 29,84
3519,0
50
3
Finalmente el diámetro mínimo de la boquilla de salida de gas viene dado por:
xVg
QxD
g
g
)(4
Donde:
Dg :Diametro de la boquilla de salida de gas (ft2).
Qg: Caudal de gas (ft3/s).
Ve: Velocidad del gas (ft/s).
Sustituyendo los valores en la Ec. (12) se tiene
"01,1417,1
29,84
)(25,9043
pies
s
piesx
s
piesx
Dg
Dimensionamiento de la Boquilla de Salida de Líquido
(12)
122
El diámetro de la boquilla de líquido se aproxima según la experiencia a 2”, ya
que si es verdad que el uso de diámetros pequeños incrementa la velocidad de salida y
la erosión en la base del depurador, a medida que el diámetro se disminuye.
Por lo cual, la boquilla de líquido aumenta esto hace que se incremente la
posibilidad de tener remolinos en la base del depurador. La velocidad de salida del
líquido se puede estimar empleando la capacidad (flujo) de la válvula on-off instalada en
esta descarga y se debe verificar que esta sea menor que 3,3 pies/s.
Considerando como máxima velocidad permitida s
piesVl 3,3 y sustituyendo, se
tiene el diámetro mínimo de la boquilla de salida de líquido viene dado por:
xVl
QxD l
l
)(4
Donde:
Dl :Diametro de la boquilla de salida de liquido (ft2).
Ql: Caudal de liquido (ft3/s).
Ve: Velocidad del liquido (ft/s).
Sustituyendo los valores en la Ec. (13) se tiene
"2030,0
3,3
)1027,2(43
5
pies
s
piesx
s
piesxx
Dl
Una vez calculados los diámetros de las boquillas se estima la altura del
recipiente bajo los dos métodos (PDVSA y GPSA), sumando todas las alturas:
(13)
123
Tabla 11. Cálculos realizados para obtener la altura del depurador D-2
Parametros PDVSA GPSA
h0 12,90 12,90
h1 41,52 41,52
h2 6 6
h3 30,96 52
h4 18,72 37,44
h5 15,48 12
h6 12 12
h7 - 12
h0 12,90 12,90
Ltotal (pulg) 150,48 198,76
Ltotal (pies) 12,54 16,56
L/D 2,92 3,85
Fuente: (Chirinos, 2012)
Debe verificarse que la relación L/D se encuentra entre 3 y 4. En tal sentido, a los
criterios para las diferentes alturas que deben cumplirse en el depurador vertical
considerados por el GPSA, la longitud (L) del depurador es de 16,56 pies, siendo según
las dimensiones típicas de depuradores la inmediatamente superior.
Finalmente, las dimensiones del depurador son 4,21 * 16,56 pies.
Diseño del Eliminador de Neblina o Demister
En base a lo recomendado por el Manual de Diseño de Procesos de PDVSA
MDP-03-S-03 “Depuradores Líquido-Vapor”, para servicios limpios se recomienda el
uso de un eliminador de neblina horizontal o mallas de 6 pulgadas de espesor y 5
lb/pies3 de densidad aparente, a fin de reducir el arrastre de líquido a menos de 1 lb por
124
cada 100 lb de gas.
Para el dimensionamiento del eliminador de neblina se tiene que el área
requerida de la malla (Amalla) se calcula en función de la velocidad superficial del gas
como:
23
91,13/49,6
/25,90pies
segpies
segpies
V
QA
g
g
malla
El diámetro de la malla circular es igual al del recipiente, tal y como se muestra a
continuación:
piesDD recipientemalla 21,4
La distancia mínima permisible entre el tope de la malla y la boquilla de salida del
gas se calcula a partir de la siguiente ecuación:
piespiespiesDD
hgmalla
g 56,12
10,121,4
21
(15)
(16)
125
Tabla 12. Hoja de especificaciones técnicas del depurador D-2
Ficha Técnica de Diseño Diagrama Componente Composición
CO2 93,57
H2S 154 ppm
H2O 6,4
N2 2 ppm
Codigo
Depurador Vertical
D-2
Especificación Simbolo Unidades Valor
Flujo Volumetrico del Vapor QV pie3/s 73,98
Flujo Volumetrico del Liquido QL pie3/min 0,0000227
Velocidad Terminal del Vapor UT pie/s 7,63
Tiempo de Retención TH min 5
Volumen de Retención VH pie3
115,26
Diametro del Depurador D pie 4,21
Diametro de la boquilla de entrada vapor-liquido DE pie 1,65
Diametro de la boquilla de salida de gas DSG pie 1,17
Diametro de la boquilla de salida de liquido DSL pie 0,17
Altura del área de separación del vapor HV pie 13,9
Velocidad real del vapor UVA pie/s 6,49
L/D -------- -------- 3,85
Área del nivel normal de liquido ANLL pie2
13,92
Presión de operación lpc 37,8
Temperatura de operación °F 180
Espesor de carcasa ts pulg 0,250
Tipo de cabezal -------- -------- Ellipsoidal 2.1
Área superficial de carcasa AS pie2 70
Área superficial de cabezales AH pie2 18,5
Peso aproximado del recipiente W lb 2226,67
Fuente (Chirinos, 2012)
126
Diseño de los Adsorbedores (R1-R2).
El cálculo de la velocidad superficial del Gas, se obtiene mediante la ecuación
(37), la cual se obtuvo del libro de John Campbell Adsorción, Deshidratación y
Endulzamiento capítulo 19 página 392.
Para el calcular la velocidad del gas, se utiliza la siguiente ecuación:
Donde: Dp: Diametro de la particula (Promedio)
Vg: Velocidad superficial del gas (ft3/min).
Ρg: Densidad del gas (lb/ft3).
C: Constante (540).
Se selecciono tamaño de la particula # 8 = (0,093”, 2,36 mm), relacionado con el
material que es granular y el tamaño del Mesh.
Sustituyendo los valores en la ecuación (37) nos queda:
Cálculo Del Caudal Actual De Gas (Qg)
El valor del caudal de gas a condiciones normales conocida de 17,3 MMpstd, es
corregido para llevarlo a las condiciones actuales de presión y temperatura del depurador
mediante la siguiente expresión:
5,0
.540
g
p
g
DV
min44,80
3519,0
12/093,0.540
5,0
pieVg
(37)
127
(2)
Donde: Qg: Caudal de gas de operación (pies3/s).
Q: Caudal de Gas (pies3/s).
Ρ: Presión estandar(psia).
Ρstd: Presión de operación (psia).
Tstd: Temperatura estandar (°R).
T: Temperatura de operación (°R).
Sustituyendo los valores en la Ec. (2) se tiene
Cálculo del diametro del lecho de Sulfatreat.
Donde: D: Diametro del lecho (ft).
q: Caudal de gas (ft3/min).
Vg: Velocidad superficial dl gas (ft3/min).
Sustituyendo los valores en la ecuación (38) nos queda:
Cálculo de la altura del lecho de Sulfatreat.
dmr
w
Xh
2...
.400
gV
QD
.
.4
"10038,844,80.
80,4438.4 piesD
)(86400
1.@ Z
TstdPs
diaTPstdQMMPCNDQ opg
(38)
min80,4438)995,0(
52051,5286400
167,6397,14103,17 36
@
piesx
Rlpcas
diaRlpcaPCNDQ opg
128
Donde: h: altura del lecho (ft).
mw: Masa de H2S contenido en la corriente de CO2.
Ρr: Densidad del reactivo (lb/ft3).
X: Capacidad de conversión del reactivo (%).
d: Diametro del lecho (ft).
La carga de H2S a retirar de la corriente de CO2.por cada ciclo de tres meses sera: Sustituyendo los valores en la Ec. (39) se tiene
Para esta carga de H2S a tratar, se diseña dos baterías de 2 lechos cuyo arreglo
será de dos lechos en serie. Por lo tanto, cada lecho manejara una carga de H2S de
mw = 11075,0409 lb H2S.
La capacidad de conversión del reactivo SULFATREAT es de 12% y su densidad
es de 70 lb/ft3.
Sustituyendo los valores en la ecuación (39) nos queda:
Cálculo del volumen y masa del reactivo Sulfatreat.
Donde:
Slbdiadia
hr
hr
lbHmw 2
1636,4430090.24.509335,20
4
..2
hV d
lg8.28690,23)38,8.(70.12.
0409,11075.4002
pupiesh
(39)
(40)
129
V: Volumen del reactivo (ft3).
d: Diametro del lecho (ft).
h: Altura del lecho (ft).
Sustituyendo los valores en la ecuación (x) nos queda:
Sin embargo, para garantizar una operación efectiva de los lechos de sulfatreat,
se adicionara un 15% de volumen, para cubrir los espacios vacios entre poro y poro
dentro del recipiente.
Para el cálculo de la masa de reactivo a emplear se utiliza la siguiente ecuación:
Donde: m: Masa del reactivo (lb).
Ρr: Densidad del reactivo (lb/ft3).
V: Volumen del reactivo (ft3).
Sustituyendo los valores en la ec. (41) se tiene
Vmr.
32
18,.13184
25.)38,8.(pieV
31500)15,1.(18,1318 pieV
lechocadaParalbm 1049881500.70
(41)
130
El periodo de tiempo o residencia en el cual será contenido el gas dentro del
volumen especificado para estos tipos de lechos se encuentra en el orden de 15 a 20
minutos aproximadamente.
El tiempo de calentamiento es generalmente 50% a 60% de la regeneración total
el tiempo que debe incluir un período de enfriamiento. Figura 23 muestra un perfil típico
de temperatura para un ciclo de regeneración (calefacción y refrigeración).
Figura 23. Tiempo de regeneración de los Adsorbedores
Fuente (CAMPBELL, 2012)
131
Tabla 13. Características de los Adsorbedores R1-R2.
Hoja de Especificación Técnica
Ficha Técnica de Diseño Diagrama Componente Composición
CO2 93,45
H2S 154 ppm
N2 2 ppm
Codigo
Reactor
Vertical
R-1
Especificación Simbolo Unidades Valor
Velocidad superficial del gas UT pie/min 80,44
Flujo de gas QV pie3/min 4438,80
Diametro D pie 8,38
Longitud LMIN pie 23,90
Masa de H2S Lb 44300,16
Volumen del reactivo VH pie3 1318,18
Masa del reactivo Lb 104988
Tiempo de residencia TH min 15 a 20
Relación L/D -------- --------
Presión de operación lpc
Temperatura de operación °F
Espesor de pared t pulg
Peso del recipiente W Lb
Tipo de Cabezales Ellipsoidal 2.1
Fuente (Chirinos, 2012)
132
Determinar la factibilidad técnico-económica de la instalación de una unidad
purificadora de la corriente de CO2 en el Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
Manual de Estimación de Costos Clase V
El estimado CLASE V (también llamado estimado conceptual, de orden de magnitud
o para fines de planificación de un proyecto), es una estimación basada en una
definición a “grosso modo” de dicho proyecto y de sus unidades de proceso, donde la
información disponible se limita esencialmente al tamaño, capacidad, ubicación
geográfica, especificación preliminar de los insumos y productos. Este tipo de estimado
se prepara cuando se ha determinado la necesidad de un bien o servicio y/o se ha
iniciado su conceptualización, de forma que virtualmente no se ha iniciado la ingeniería
del proyecto por lo que son de gran importancia. Para aumentar la precisión del
estimado se utilizan como referencia, costos de proyectos anteriores. (PDVSA, 2008).
Proceso Sulfatreat
El proceso SULFATREAT es un método para remover selectivamente el H2S y
mercaptanos presentes en el gas natural. El proceso utiliza un producto químico
denominado SULFATREAT, comercializado por la empresa propietaria de nombre
GAS SWEETENER ASSOCIATES, INC., y el cual básicamente en un compuesto de
hierro mezclado con químicos adicionales que mejoran su reactividad ante el H2S y los
mercaptanos. El producto se utiliza en forma sólida, seco y las partículas son granulares
con tamaño entre 4 y 8 mesh. El SURFATREAT tiene una densidad de 70 lbs./ft3 y se
comercializa en bolsas de 50 lbs. Hasta de 2500 lbs. (Granel).
El proceso consiste en hacer pasar gas a través de una torre que contiene
SURFATREAT, el H2S y los mercaptanos reaccionan en forma inmediata con el
producto, el gas sale por el fondo de la torre cumpliendo con las especificaciones
requeridas. El SULFATREAT, a medida que pasa el gas, va reaccionando hasta que
pierde su reactividad, al ocurrir esto último, el material gastado se reemplaza por
producto fresco.
133
Inversión
El costo total instalado (CTI) de la planta de SULFATREAT viene dado por la siguiente
tabla:
Capacidad de la Planta 17,3 MMPCED
Paridad Cambiaria: 4,3 BsF/US $
Se realizaron entrevistas no estructuradas a personal calificado que labora en
PDVSA-BARIVEN, PDVSA-INTEVEP, ACEROS FABRICANTES AFCA, INDUSTRIA
VENEZOLANA DE GAS INVEGAS, Departamento de Finanzas de PEQUIVEN del
Complejo Petroquímico Ana María Campos, para estimar y conocer precios de los
equipos que intervienen en el diseño de la unidad purificadora de CO2.
Tabla 14. Estimación de costos de los equipos de la unidad purificadora de CO2.
Lista de Equipos Mayores Capacidad
(17,3 MMPCED) Costo (BsF/$)
Depurador Horizontal (D-1) 1 493220
Compresor (C-1) 1 2517000
Enfriador (E-1) 1 990824
Depurador Vertical (D-2) 1 330000
Adsorbedores de H2S (R-1 y R-2) 4 4 * 850000
Sulfatreat 105000 Lb 4 * 25800
Instrumentación 44000
Prefabricación e instalación de tuberías
15000
Preparación del sitio de la planta 35000
Costo Total 7928244BsF/ $1843777,67
Fuente (Chirinos, 2012)
Estos costos incluyen los elementos internos (Demister, deflectores, distribuidores
de entrada, rompe vórtices y tuberías internas) del depurador horizontal D-1 y vertical
D-2. Así como el costo que se estipula de acuerdo al personal (Instrumentistas,
Electricistas, Mecánicos, Soldadores y Ayudantes) que intervendrán en la construcción.
134
En la estimación de los costos de inversión se consideran además de los costos
asociados al límite de batería (área de proceso) los costos de capital de trabajo tales
como carga inicial para el arranque. No se consideró el valor del terreno ya que el
mismo se encuentra dentro de las plantas LGN I y II, ni el costo de las facilidades
anexas tales como subestación eléctrica, carretera de acceso, sala de control central y
almacenamiento de SULFATREAT.
Indicadores de valor y la medición de los flujos de caja
La determinación de los flujos de caja de una empresa y de los proyectos de
inversión en general, tiene sentido en el contexto de la valoración de los mismos, en la
perspectiva financiera interna como externa.
Son varios los indicadores dinámicos y de valor a la hora de tomar decisiones de
inversión de los recursos corporativos. Existen indicadores que consultan las
necesidades de liquidez y otros que demandan la rentabilidad exigidas por los
inversionistas. Acá se analizará tanto los primeros como los segundos, es decir, el PIR
y VPN, entre otros índices, dan respuesta a la visión de liquidez de un proyecto; al igual
que el TIR son respuestas a las necesidades de medir en términos de rentabilidades la
inversión corporativa.
El análisis de la medición de los flujos de caja, muestra que, desde el cálculo del
periodo de recuperación de los flujos de caja descontados, nos revelan la importancia
de este indicador, en tanto que es la base del VPN siempre y cuando se trascienda la
mecánica del mismo.
Clases de Indicadores Financieros.
Hablar de los diferentes índices es, hablar de la evolución de los indicadores
económicos para medir el grado de aceptación o no de los proyectos. De forma similar,
las distintas clasificaciones que se encuentran en la “Doctrina Financiera”, dan cuenta
del perfil organizacional.
135
Como correlato a lo anterior, existen empresas que, de acuerdo a su visión,
prefieren los índices de liquidez, por el contrario, existirán otras que ponderarán el largo
plazo en sus proyectos, escogiendo entonces, para la toma de decisiones, los índices
de rentabilidad.
Entre los índices de liquidez podemos mencionar:
(PRI). Periodo de la recuperación de la inversión
(VPN).Valor presente neto
Índices de rentabilidad:
(TIR). Tasa interna de retorno
La utilización de los diferentes índices, es importante anotarlo, se hará en
condiciones deterministicas (Certeza), se incorporarán las herramientas de orden
estocástico (Riesgo e incertidumbre).
(PRI). Periodo de recuperación de la inversión. Como su nombre lo indica, los
inversores se interesan únicamente por el tiempo (generalmente en años) que
transcurre hasta recuperar el flujo de caja invertido, vía los flujos futuros de caja a
valores constantes. Su uso se justifica en la medida que brinda una tendencia de la
viabilidad económica del proyecto, además de su liquidez.
(VPN).Valor presente neto. Considerado por algunos analistas como el índice
apropiado para medir la bondad de un proyecto. El VPN, es la diferencia entre el valor
presente del Flujo de Caja (positivo ó negativo) y el flujo de caja de la inversión inicial.
(TIR). Tasa interna de retorno. Su análisis va parejo con el VPN. Esta tasa de
interés hace iguales el valor presente del Flujo de Caja positivos con el valor presente
del Flujo de Caja negativos de un proyecto; significa lo anterior que el VPN descontado
a la TIR es igual a cero.
136
Tabla 15. Análisis Económico de la Propuesta Técnica
Fuente (Chirinos, 2012)
De acuerdo a la tabla 15 de Merito el VPN, TIR y PRI del proyecto es rentable y puede ser acometido, la inversión
inicial se estima recuperarla en 9 meses
13
6
13
CONCLUSIONES
El Sulfatreat es la tecnología más adecuada que permitirá manejar
variaciones en caudal, composición y trabajar sin inconvenientes a presiones
casi atmosféricas.
Para el reactivo Sulfatreat estudiado, los cálculos arrojaron un sistema de
desulfuración con un arreglo de dos trenes de dos (2) lechos en serie para un
total de seis (4) lechos de sulfatreat.
Los lechos de sulfatreat, se diseñaron para un diámetro de 8,4 ft, y altura de
23,9 ft, para manejar un volumen de 1500 ft3 y una masa de 104988 lb
durante un ciclo de 3 meses de operación.
Los depuradores D-1 y D-2, se diseñaron para un diámetro de 5,5 ft, y altura
de 20 ft, para el primero y 4,2 ft, y altura de 16,6 ft para el segundo
respectivamente.
Se requiere un compresor de deslazamiento positivo (Tornillo Rotativo) de
655 hp, eficiencia adiabática de 72% y relación de compresión de 2.2 para
manejar un flujo de gas de 17.3 MMPCED.
El enfriador debe ser de 2 pases por la carcasa y 4 pases por los tubos.
Cantidad de tubos 556 de 14 pies de longitud y 2,83 pies de diámetro.
Las plantas de LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos,
contaran con un sistema de purificación de CO2, el cual permitirá reducir las
emisiones de H2S a la atmosfera, exposición al personal, operadores y
poblados vecinos y así cumplir con lo establecido en la Ley Penal del
Ambiente “Normas sobre calidad del aire y control de la contaminación
atmosférica” en su sección II, articulo 10.
14
RECOMENDACIONES
El Complejo Petroquímico Ana María Campos contara con 460 TMD de CO2,
El cual puede ser utilizado en:
Plantas del complejo (Cloro Soda, MVC, PVC,) utilizan dentro de su
sistema operativo CO2.
El CO2 es la materia prima esencial de las empresas mixtas tales como
PRAXAIR e INVEGAS.
El CO2 tratado puede ser utilizado para el llenado de cilindros y empleado
como gas controlador de atmosfera en los diferentes procesos de
soldadura (SMAW, TIG entre otros) realizados en el taller central de la
gerencia de mantenimiento del Complejo Petroquímico Ana María
Campos.
La mayor parte del sistema de seguridad contra incendios en las
diferentes instalaciones y plantas del complejo utilizan extintores de
incendios a base de CO2.
Realizar otros estudios de mercadeo para determinar otros posibles
clientes para el uso del CO2 que se genera en el Complejo Petroquímico
Ana María Campos
El estudio de factibilidad técnico-económica del diseño indica que es
altamente viable construir la unidad purificadora de la corriente de CO2
de las plantas LGN I y II del Complejo Petroquímico Ana María Campos.
15
BIBLIOGRAFIA
Libros
Bavaresco, A. (2006). Proceso metodologico en la investigacion (como hacer un diseno de investigacion). Editorial de la Universidad del Zulia. Maracaibo, Venezuela.
Gas Processors and Suppliers Association (2004). Enginering Electronic Data Book, 12th Edition. Vol. 2. USA.
Hernandez, R. Fernandez, C y Baptista, L. (2006). Metodologia de la Investigacion. 4ta Edicion. Editorial McGraw Hill. DF, Mexico.
John M. Campbell and Co (1984). Gas Conditioning and Processing, Chapter 19. 7th Edition. International Petroleum Institute Ltd., Norman, Okla, USA.
John M. Campbell and Co (1984). Technical Assistance Service for the Design, Chapter 9. 7th Edition. International Petroleum Institute Ltd., Norman, Okla, USA.
Kidnay, A., Parrish, W. (2006). Fundamental of Natural Gas Processing. Taylor and Francis Group, LLC.
Martínez, Marcías. (2005). Diseño de Separadores. Ingenieros Consultores y Asociados. Maracaibo, Venezuela.
Martínez, Marcías. (2005). Endulzamiento del Gas Natural. Ingenieros Consultores y Asociados. Maracaibo, Venezuela.
Méndez, C. (2001). Metodología, Diseño y Desarrollo del proceso de investigación. 3era Edición. Bogotá, Colombia.
Mokhatab, S., Poe, W., Springht, J. (2006). Handbook of Natural Gas Trasmission and Processing. USA.
Munoz Razo, C. (1998). Como elaborar y asesorar una investigacion de tesis. Editorial Prentice Hall. Mexico.
Sabino, Carlos A. (1996). El proceso de investigacion. Editorial LUMEN. Buenos Aires, Argentina.
16
Sweetening System Selection (2007). Enppi Academy. Process Engineering Training Course. El Cairo, Egypt.
Tamayo y Tamayo, Mario (2001). Metodología formal de la investigación científica. Editorial Limusa, DF, México.
Trabajos de Grado
Yemmy Fang Yip (2010) Diseño de una unidad de purificación de la corriente de CO2 que produce el complejo criogénico de occidente. Trabajo de Grado. Universidad del Zulia, Maracaibo, Venezuela. Páginas Web
Petroleos de Venezuela (2010). [On-line]. Disponible en: http://www.pdvsa.com
The Hydrogen Sulfide Removal Specialists (2010). [On-line]. Disponible en: http://www.sulfatreat.com
Drying – Purification Products, Type Zeolite (2010). [On-line]. Disponible en: http://www.axens.net
Weston Fred y Copeland Thomas. Finanzas en Administración. McGraw Hill. Novena edición. Vol 1.1995.
Baca Urbina, Gabriel. Evaluación de Proyectos. McGraw Hill. Tercera edición. 1995
DeGarmo Paul. Ingeniería Económica. Prentice Hall. Décima edición. 1997.