tesisi recuperacion de etano
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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA LA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
DISEÑO DE PLANTA DE EXTRACCIÓN DE GLP EN UN SISTEMA EXISTENTE DE COMPRESIÓN Y
TRANSMISIÓN DE GAS ASOCIADO.
Trabajo Especial de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia
para optar al Grado Académico de
MAGíSTER SCIENTIARIUN EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: MORAIMA MORILLO M. Tutor: Jorge Barrientos
Maracaibo, Septiembre de 2004
ii
APROBACIÓN
Este jurado aprueba el Trabajo Especial de Grado titulado DISEÑO DE PLANTA DE EXTRACCIÓN DE GLP EN UN SISTEMA EXISTENTE DE COMPRESIÓN Y TRANSMISIÓN DE GAS ASOCIADO que Moraima Morillo M., C.I.:13.004.783 presenta ante el Consejo Técnico de la División de Postgrado de la Facultad de Ingeniería en cumplimiento del Articulo 51, Parágrafo 51.6 de la Sección Segunda del Reglamento de Estudios para Graduados de la Universidad del Zulia, como requisito para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
________________________ Coordinador del Jurado
Jorge Barrientos C. I. V3.509.055
_______________________ ______________________ Hugo Molero Edinsón Alcántara C. I.: V3.772.108 C. I.: V3.453.064
________________________ Director de la División de Postgrado
Carlos Rincón
Maracaibo, Septiembre de 2004
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MORILLO M., Moraima; “DISEÑO DE PLANTA DE EXTRACCIÓN DE GLP EN UN SISTEMA EXISTENTE DE COMPRESIÓN Y TRANSMISIÓN DE GAS ASOCIADO”. (2004) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Tutor: Msc. Jorge Barrientos. 81 p.
RESUMEN
El alto valor comercial que han alcanzado los líquidos del gas natural en el mercado, sumado a las necesidades de la Industria Petroquímica y de Refinación Venezolana, se ha convertido en un incentivo para optimizar el aprovechamiento del gas rico asociado a los yacimientos de la Región Occidente. La entrada en operación del Proyecto de Recuperación de GLP en una planta existente de compresión y transmisión de gas asociado, tiene como objetivo fundamental recobrar ese componente de la corriente de gas natural, y satisfacer los requerimientos del mercado nacional. Los procesos de extracción de líquidos estudiados son: Proceso de Refrigeración por Expansión con Válvula Joule Thomson, Proceso de Refrigeración Mecánica con Ciclo Externo y Proceso de Refrigeración por Expansión con Turbina. El caudal de gas manejado fue de 30 MMpcnd. El Proceso de Refrigeración por Expansión con Válvula Joule Thomson es capaz de producir 1951 Bbl/día de GLP, el Proceso de Refrigeración Mecánica con Ciclo Externo es capaz de producir 2296 Bbl/día de GLP y el Proceso de Refrigeración por Expansión con Turbina es capaz de producir 2320 Bbl/día de GLP. En todos los procesos se obtuvo un recobro de GLP del 80%, con concentraciones máximas de propano de 0.35 molar. Tomando en cuenta que la nueva Planta de Extracción de Líquidos seleccionado debe ser lo mas simplificado posible con la menor cantidad de equipos de proceso y auxiliares, el proceso de Extracción por Refrigeración Mecánica resultó ser el más atractivo, debido a su alta eficiencia, bajos requerimientos de potencia, por su factibilidad técnica y alta recuperación de GLP de 2296 Bbl/día, muy rica en propano (31%). Palabras claves: GLP, Refrigeración, Extracción y Propano.
iv
MORILLO M., Moraima; “LPG EXTRACTION PLANT DESIGN AT AN EXISTING COMPRESSION AND TRANSMISSION SYSTEM OF ASSOCIATED GAS”. (2004) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Tutor: Msc. Jorge Barrientos. 106 p.
ABSTRACT
The high commercial value that natural gas liquids have acquired in the
market and the requirements of the Venezuelan petrochemical and refining industry have become an incentive for trying to optimize the profiting of rich gas associated to the reservoirs of the Western Area. The starting of the LPG Recovery Project at an existing associated gas Compression & Transmission Plant, has the fundamental aim of recuperate the mentioned component of the natural gas stream, and to meet the demands of the national market requirement.
The extracting Liquids Processes studied are: Joule Thomson Expansion Valve Refrigeration Process, External Cycle of Mechanical Refrigeration Process and Turbine Expansion Refrigeration Process. All the plants were designed to handle a Rate of ·30 MMSCFD.
It has been determined that the Joule Thomson Expansion Valve Refrigeration Process generate 1951 BBLD of LPG, the External Cycle of Mechanical Refrigeration Process generate 2296 BBLD of LPG and the Turbine Expansion Refrigeration Process generate 2320 BBLD of LPG. Al this process were design to recovery an 80% of LPG, with a propane concentration of uppermost 0.35% molar.
Since the new extracting Liquids plant must have been selected by its simplicity and less process and auxiliary equipment amount, the Mechanical refrigeration process come out to be the most outstanding due to its high efficiency, low potential requirements, technical fiability and high LPG recovery of about 2296 BBLD, enriched by a high concentration of propane (31%). Keywords: LPG, Refrigeration, Extraction and Propane.
v
DEDICATORIA
A ti Dios todopoderoso y a la Virgen Chiquinquirá, por iluminar mi camino y
llevarme siempre con bien.
A mis padres ejemplo de perseverancia y dedicación por enseñarme que la
constancia es siempre la generadora de los éxitos.
A mis hermanas Alicia y Trina por el apoyo recibido en cada uno de mis
pasos, fortaleciendo todos mis propósitos.
A Fernando por su apoyo incondicional y simplemente porque te amo.
A mi hermano Atilio y mis sobrinos Alejandro, Iván Andrés y Pablo Javier, para que este logro les sirva de ejemplo y motivación para sus vidas.
Moraima
vi
AGRADECIMIENTO
Deseo expresar mis más sinceros agradecimientos a todas aquellas personas
que de una u otra forma colaboraron en la culminación satisfactoria de este proyecto.
Gracias muy especiales a mi cuñado, el Ing. Orlando Quintero, por su
excelente asesoría, sabios consejos y apoyo incondicional.
Gracias a mi profesor, el Ing. Jorge Barrientos tutor académico de este
trabajo, por todo el tiempo dedicado en sus asesorías y por motivarme a seguir sus
pasos como profesional destacado en área de Ingenieros de Gas.
A la empresa INELECTRA y a todo el personal que labora en el
Departamento de Procesos, liderizado por Ronald Pacheco e integrado por Rodrigo Villarroel, Karil Castro, Mayerline Linares, Héctor Carrero, Tielvis Santos y
Pablo Lameda, por su ayuda desinteresada.
A mis amigos y colegas los ingenieros Nelly Salazar, Luis Coquies, Milena
Villalobos, Marcos Chirinos y Zaida Mavares, quienes generosamente me
brindaron su apoyo en los momentos cruciales de mis estudios de postgrado.
A todos, muchas gracias...
vii
TABLA DE CONTENIDOS
APROBACIÓN.............................................................................................................II
RESUMEN ..................................................................................................................III
ABSTRACT ............................................................................................................... IV
DEDICATORIA ........................................................................................................... V
AGRADECIMIENTO .................................................................................................. VI
LISTA DE FIGURAS.................................................................................................. XI
LISTA DE TABLAS .................................................................................................. XII
LISTA DE SÍMBOLOS............................................................................................. XIII
INTRODUCCIÓN .........................................................................................................1
CAPÍTULO I. MARCO TEÓRICO...............................................................................3
1. Fundamentos Teóricos Básicos. .......................................................................3
1.1. El Gas Natural. ..................................................................................................3
1.2. Nomenclatura del gas natural............................................................................3
1.3. Composición del Gas ........................................................................................5
1.4. Volumen del Gas Natural ..................................................................................5
1.5. Riqueza del Gas Natural ...................................................................................6
1.6. Valor de Calentamiento (HHV) ..........................................................................6
2. Procesamiento del Gas Natural.........................................................................7
2.1. Deshidratación ..................................................................................................8
2.2. Endulzamiento...................................................................................................8
2.3. Extracción de líquidos .......................................................................................8
2.4. Estabilización ..................................................................................................10
2.5. Almacenamiento de Líquidos ..........................................................................10
Página
viii
3. Proceso de Refrigeración. ...............................................................................11
3.1. Expansión isentálpica (efecto Joule-Thomson). ..............................................12
3.2. Refrigeración Mecánica...................................................................................15
3.2.1. Ciclo de Refrigeración........................................................................15
3.2.2. Etapas de Refrigeración.....................................................................18
3.3. Expansión con turbina. ....................................................................................21
3.4. Equipos de Refrigeración ................................................................................24
3.4.1. Compresores de Refrigeración ..........................................................24
3.4.1.1. Compresores Centrífugos..................................................24
3.4.1.2. Compresores Reciprocantes..............................................25
3.4.1.3. Compresores Rotatorios. ...................................................25
3.4.2. Tipos de Enfriadores ..........................................................................26
3.4.2.1. Enfriador Tipo Caldera (Kettle Type Chiller) ......................26
3.4.2.2. Enfriador de Placa (Plate-Fin Chiller).................................26
4. Proceso de Fraccionamiento...........................................................................27
4.1. Conceptos Fundamentales..............................................................................27
4.2. Especificaciones de Diseño.............................................................................28
4.3. Aplicaciones de Fraccionamiento. ...................................................................28
4.4. Síntesis de Cálculos. .......................................................................................29
4.5. Equipos de Fraccionamiento. ..........................................................................29
4.5.1. Columnas de Platos ...........................................................................30
4.5.2. Columnas Empacadas .......................................................................31
5. Descripción de los Procesos Asociado a la PEL. ............................................31
5.1. Ubicación Geográfica de las Instalaciones Existentes. ...................................31
5.2. Descripción del Proceso de la Planta de Compresión de Gas C-10. ..............33
5.3. Descripción de Proceso de Deshidratación.....................................................33
5.4. Descripción de Proceso de Extracción de GLP...............................................35
5.5. Interconexión con la Planta GLP Bajo Grande. ...............................................35
CAPÍTULO II. MARCO METODOLÓGICO................................................................38
ix
1. Discretización de la Información Disponible. ...................................................38
1.1. Información de las Propiedades del Fluido......................................................38
1.2. Información de las Condiciones Actuales de la Planta de Compresión...........38
2. Definición de las Opciones de Desarrollo de la Infraestructura a Diseñar.......38
2.1. Bases y Premisas de Diseño...........................................................................38
2.2. Desarrollo de las Simulaciones. ......................................................................40
2.2.1. Preparación del Gas de Alimentación a la Planta. .............................40
2.2.2. Selección de la Ecuación de Estado. .................................................40
2.2.3. Propuestas de Esquema de Procesos para las Opciones. ................41
2.2.4. Formular Modelo de Simulación ........................................................43
2.2.5. Simulación de los equipos de Proceso ..............................................43
2.2.6. Simulación del comportamiento del proceso de cada opción. ...........43
2.2.7. Determinar la Envolvente de Fases ...................................................43
2.2.8. Estimación de la recuperación de C3+ para cada opción. ..................43
2.3. Balance de Materia y Energía .........................................................................44
2.4. Lista de Equipos. .............................................................................................44
3. Evaluación de Tecnologías y Procesos...........................................................44
3.1. Aspectos Técnicos ..........................................................................................45
3.2. Otros Aspectos................................................................................................46
CAPÍTULO III. PRESENTACIÓN Y ANÁLISIS DE RESULTADOS.........................49
1. Resultados de los Análisis del Gas de Alimentación. ......................................49
2. Resultados de Simulaciones de las Opciones Seleccionadas. .......................49
2.1. Descripción de la Opción No. 1. ......................................................................49
2.1.1. Unidad de Compresión, A-1100.........................................................51
2.1.2. Unidad de Enfriamiento, A-1200. .......................................................51
2.1.3. Unidad de Fraccionamiento, A-1300..................................................52
2.2. Descripción de Proceso de la Opción No. 2 ....................................................53
2.2.1. Unidad de Enfriamiento, A-2100 ........................................................56
x
2.2.2. Unidad de Fraccionamiento, A-2200..................................................57
2.2.3. Unidad de Refrigeración, A-2300.......................................................58
2.3. Descripción de Proceso de la Opción No. 3. ...................................................59
2.3.1. Unidad de Enfriamiento, A-3100 ........................................................62
2.3.2. Unidad de Fraccionamiento, A-3200..................................................63
3. Características de las corrientes del proceso para cada Opción.....................66
3.1. Características de las corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración
con J-T. ......................................................................................................................66
3.2. Características de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración
Mecánica....................................................................................................................68
3.3. Características de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración
con Turbo-expansión. ................................................................................................70
4. Comparación de la Recuperación de C3+ para cada Opción...........................72
5. Requerimientos Industriales de las Opciones. ................................................73
6. Evaluación Tecnológica...................................................................................77
CONCLUSIONES ......................................................................................................79
RECOMENDACIONES..............................................................................................80
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS..........................................................................81
BIBLIOGRAFÍA .........................................................................................................82
ANEXOS....................................................................................................................84
ANEXO 1 ANÁLISIS CROMATOGRÁFICOS DE LAS ESTACIONES .....................85
ANEXO 2 RESULTADO DE ESTUDIO DE SITUACIÓN ACTUAL ...........................88
xi
LISTA DE FIGURAS
Figura 1. Curva de Inversión .....................................................................................13
Figura 2. Ciclo de Refrigeración de Compresión de Vapor. ......................................15
Figura 3. Sistema de una Sola Etapa de Refrigeración. ...........................................19
Figura 4. Sistema de dos etapas de refrigeración.....................................................20
Figura 5. Sistema de tres etapas de Refrigeración ...................................................20
Figura 6. Expansión con Turbina. .............................................................................22
Figura 7. Columna Fraccionadora............................................................................30
Figura 8. Ubicación Geográfica del Campo La Concepción......................................33
Figura 9. Instalaciones de gas existentes y futuras del Campo la Concepción.........34
Figura 10. Proceso de Separación de propano.........................................................37
Figura 11. Topología de la Simulación del Proceso de la Opción No. 1. ..................50
Figura 12. Diagrama de Flujo de Proceso de la Opción No. 1. .................................54
Figura 13. Topología de la Simulación del Proceso de la Opción No. 2. ..................55
Figura 14. Ciclo de Refrigeración con Propano.........................................................58
Figura 15. Diagrama de Flujo de Proceso la Opción No. 2. ......................................60
Figura 16. Topología de la Simulación de Proceso de la Opción No. 3 ....................61
Figura 17. Diagrama de Flujo de Proceso la Opción No. 3. ......................................65
Figura Página
xii
LISTA DE TABLAS
Tabla 1. Identificación de Código de Función del Equipo. .........................................41
Tabla 2. Identificación de Unidad de Proceso. ...........................................................42
Tabla 3. Criterios de los Aspectos Técnicos ..............................................................45
Tabla 4. Criterios de Otros Aspectos .........................................................................46
Tabla 5. Valor de Clasificación para los Criterios de Evaluación ...............................48
Tabla 6. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración J-T................................................................................66
Tabla 7. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración
J-T..............................................................................................................................67
Tabla 8. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración Mecánica......................................................................68
Tabla 9. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Refrigeración Mecánica......69
Tabla 10. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración con Turbo-Expansión. ..................................................70
Tabla 11. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Refrigeración por Expansión
J-T..............................................................................................................................71
Tabla 12. Cambios en los Flujos de Productos de la Planta. .....................................72
Tabla 13. Requerimientos de Potencia. .....................................................................73
Tabla 14. Requerimientos Energéticos del Sistema de Refrigeración. ......................74
Tabla 15. Requerimientos Energéticos del Sistema de Calentamiento......................76
Tabla 16. Selección de Tecnologías y Procesos........................................................77
Tabla Página
xiii
LISTA DE SÍMBOLOS
Bs: Bolívares
Bbl: Barril
Bbl/día: Barriles por día
BTU: British Thermal Unit, en ingles.
C1: Metano.
C2: Etano.
C2+: Etano y componentes más pesados.
C3: Propano.
C3+: Propano y componentes más pesados.
C4: Butano.
C4+: Butano y componentes más pesados.
C5: Pentano.
C5+: Pentano y componentes más pesados.
CO2: Dióxido de Carbono.
DFP: Diagrama de Flujo de Proceso.
DEG: Dietilénglicol
Ec: Ecuación
°F: Grados Fahrenheit
“F”: Factor de Inundación
GNL: Gas Natural Licuado
GLP: Gas Licuado de Petróleo
GPM: Galones de condensable por cada mil pies cúbicos de gas.
xiv
H2S: Sulfuro de Hidrógeno.
H2O: Agua
J-T: Joule Thomson
Kg: Kilogramos
KPa: Kilos Pascal
LB: Límite de Batería
Lb: libra
Lb/MMpcn: libras por millón de piés cúbicos a condiciones normales
Lpca: libras por pulgada cuadrada absoluta
Lpcm: libras por pulgada cuadrada manométrica
MM: Millones
MMpcnd: Millones de pies cúbicos normales por día.
PEL: Planta de extracción de líquidos.
Pie3: pié cúbico
Pcn: pies cúbicos normales
ppm: Partes por millón.
Sch: Schedule, en inglés.
TEG: Trietilénglicol
TM: Tonelada Métrica.
TMD: Tonelada Métrica por día.
1
INTRODUCCIÓN
La mayor parte del gas que se produce en Venezuela es del tipo asociado con
el petróleo (90%), y en su mayoría está concentrada en la región Occidental, la cual
aporta un importante volumen de gas a la producción nacional, pero sin duda, ha
venido declinando paralelamente con la producción de crudo, siendo en la
actualidad, estos volúmenes insuficientes para atender la demanda de esa región.
Este gas natural asociado que se produce en la región, se caracteriza porque
se encuentra en el yacimiento acompañado de hidrocarburos líquidos, tales como
propano, butano y fracciones más pesadas en cantidad suficiente; este se le
denomina gas húmedo.
Debe señalarse que en los yacimientos del campo la Concepción, el gas
presenta un alto contenido de líquidos, mayor a 3 GPM de C3+, éstos son los
denominados gases licuados del petróleo o GLP; compuestos principalmente por
propano y butano. Estos hidrocarburos líquidos son más valiosos que el gas
combustible y por lo tanto se justifica su recuperación.
En el país, la mayoría de los consumidores de GLP, lo utilizan como gas de
cocina y combustible de transporte, que representa sólo una minúscula porción del
mercado. Este se comercializa al minoreo, en bombonas o cilindros, o al mayoreo,
en gandolas o barcos especializados.
Es por ello que debido al déficit de gas natural en la región, se ha considerado
llevar a cabo un proyecto donde se utilice el GLP como sustituto del gas, pues es un
energético versátil, confortable, seguro, económico y respetuoso del ambiente (dado
la ausencia de gases tóxicos y ozono reductores, tanto en su propia composición
como en los productos de su combustión).
En este proyecto se contempló el diseño de una planta de extracción de
GLP en un sistema existente de Compresión y Transmisión (C&T) de gas
asociado, ubicada en el campo La Concepción, y cuya finalidad es recuperar las
2
fracciones de C3+, lo que permitirá incorporar una nueva corriente de
hidrocarburos a la Planta de fraccionamiento de Bajo Grande y hacia la Ciudad de
Maracaibo para el consumo domestico, industrial y vehicular. De esta forma se
puede mantener la región como el principal suplidor de gas al mercado interno,
contribuyendo así al desarrollo eficiente y sustentable de la misma.
Dentro de este marco, las tecnologías de extracción de líquidos a
desarrollar en el diseño de la planta son:
• Expansión isoentálpica (efecto Joule-Thompson).
• Refrigeración externa (ciclo de propano)
• Expansión con turbina.
En las siguientes secciones, se presentarán III Capítulos, los cuales detallan
cada una de las fases desarrolladas durante su ejecución. El Capítulo I es una breve
reseña donde se describen las opciones a ser analizadas, así como los conceptos
necesarios para el entendimiento de los mismos; en el Capítulo II se estableció la
metodología a ser utilizada para realizar la evaluación de las opciones y el Capítulo
III donde se muestran los resultados y la discusión de los mismos para cada una de
las opciones, y finalmente las Conclusiones y Recomendaciones.
CAPÍTULO I.
MARCO TEÓRICO
1. Fundamentos Teóricos Básicos.
1.1. El Gas Natural.
Es una mezcla de hidrocarburos compuesta principalmente por gas metano y
en proporciones menores de otros hidrocarburos, como etano, propano, butanos,
pentanos, etc.; también contiene impurezas como vapor de agua, azufre, dióxido de
carbono, nitrógeno e inclusive helio.
El gas se acumula en yacimientos subterráneos en regiones geológicas
conocidas como "cuencas sedimentarias de hidrocarburos" y puede existir en ellas
en forma aislada o mezclado con el petróleo.
El gas natural se caracteriza por su abundancia, disponibilidad, economía y
experiencia previa. Su uso es diverso, pues se emplea en programas de inyección de
gas, con propósitos de recuperación adicional de petróleo así como para conservarlo
para usos futuros, como combustible para propósitos de generación de electricidad o
vapor, en procesos de desulfuración se emplea para obtener hidrógeno, para
remover azufre del petróleo y así cumplir con los requerimientos ambientales de los
mercados del petróleo y finalmente para la producción de líquidos del gas natural,
LGN, cuyo uso se incrementa cada día para este fin. Se emplean más
frecuentemente etano y el propano, mientras que en plantas petroquímicas se utiliza
el etileno y el propileno.
1.2. Nomenclatura del gas natural
La diversidad de elementos de hidrocarburos y de otros componentes
químicos gaseosos que conforman el gas natural contenido en los yacimientos
origina una nomenclatura propia del sector. Esta nomenclatura está asociada con los
procesos industriales que se derivan del aprovechamiento económico de las
sustancias que están contenidas en el gas natural.
4
• La fracción más liviana del gas natural es el metano, también llamado
simplemente gas natural.
• Como GLP, o gases licuados de petróleo, se denomina al gas propano o
las mezclas de éste con gas butano en forma líquida a cerca de -43
grados centígrados y presión atmosférica. Esta fracción del gas natural
se comercializa al minoreo, en bombonas o cilindros, o al mayoreo, en
gandolas o barcos especializados.
• Como LGN o líquidos del gas natural se conoce la fracción licuable del
gas natural, mas pesada que el metano. Incluye al GLP, al gas etano y
las gasolinas naturales. El etano es muy apreciado en la industria
petroquímica por su conversión final en plásticos
• GNL o Gas Natural Licuado, se denomina al metano licuado, esto ocurre
cuando el gas es enfriado a temperaturas de aproximadamente -260ºF
(temperaturas criogénicas) a presión atmosférica se condensa a un
líquido y se reduce su volumen en 600 veces para transportarlo en
buques dedicados y especializados llamados "metaneros" hacia los
centros de consumo.
• La Gasolina Natural, es una mezcla de pentano, hexano y otros
hidrocarburos más pesados. Se usa en las refinerías para la preparación
de gasolinas de uso automotor y como materia prima para la
petroquímica.
• El Gas Natural Comprimido (GNC), es el gas natural seco comprimido a
200 bar. Se almacena en cilindros a alta presión y se usa como
combustible alternativo en reemplazo de las gasolinas.
5
1.3. Composición del Gas
Su composición puede variar dependiendo de si el gas es asociado o no con
el petróleo, o si ha sido procesado o no en plantas industriales. La composición
básica abarca metano, etano, propano e hidrocarburos de alto peso molecular (en
pequeñas proporciones).
Normalmente tiene un bajo contenido de contaminantes, tales como:
nitrógeno, dióxido de carbono, agua y sulfuros.
Al gas natural proveniente de la actividad de producción del crudo se le
denomina gas natural asociado, mientras que al gas que se produce de un
yacimiento que no contiene petróleo se le conoce como gas natural no asociado. El
gas natural asociado contiene mayores cantidades de componentes pesados que el
no asociado (propano, butano, pentano, hexano y otros).
Se denomina gas rico aquel que contiene mayor proporción de componentes
pesados y al que, por lo tanto, se le pueden extraer mayores volúmenes de líquidos
del gas natural. Se llama gas pobre aquel que contiene principalmente metano y
cantidades insignificantes de los otros hidrocarburos.
La composición del gas tiene un impacto principal en la economía de la
recuperación de LGN y la selección del proceso. En general, el gas con cantidades
mayores de productos de hidrocarburos licuables produce mayor cantidad de
productos y por consiguiente grandes ingresos para las facilidades de procesamiento
de gas.
Si el gas es más rico tendrá cargas de refrigeración más grandes. Los gases
pobres por lo general requieren condiciones de proceso más severas (bajas
temperaturas) para alcanzar altas eficiencias de recuperación
1.4. Volumen del Gas Natural
Para muchos cálculos de ingeniería del gas natural, es conveniente medir el
volumen ocupado por 1 lb-mol de gas a una temperatura y presión de referencia.
Estas condiciones de referencia por lo general son 14,7 lpca y 60º F, que se conocen
6
como las condiciones normales1. El volumen normal se define entonces como el
volumen ocupado por 1 lb-mol de un gas ideal a condiciones normales, que se
calcula de la siguiente manera:
( )CN
CNCN P
T*R*1V = Ec. 1
Sustituyendo por la presión y la temperatura, produce
VCN = 379,4 pcn/lb-mole
Donde:
VCN= volumen a condiciones normales, pcn/lb-mole
TCN= temperatura a condiciones normales, ºR
PCN = presión a condiciones normales, lpca
1.5. Riqueza del Gas Natural
La riqueza del gas natural producido se mide en GPM, unidad que se define
como el contenido de líquidos de componentes C3+ presentes en el gas natural.
El GPM significa cantidad de galones de líquidos obtenidos por el propano y
demás pesados (C3+), por cada mil pies cúbicos de gas natural a condiciones
normales. Mientras mayor sea el GPM del gas, éste se considera más rico, por
contener mayor proporción de componentes pesados, lo cual permite extraer
mayores volúmenes de LGN.
1.6. Valor de Calentamiento (HHV)
La otra consideración principal en la evaluación de la recuperación de LGN es
la especificación del gas de venta residual. La especificación de venta está
relacionado con el mínimo valor de calentamiento o HHV (Higher Heating Value) del
gas, pero en algunas ocasiones puede considerarse también el máximo HHV.
Desde hace tiempo la condensación retrograda ha sido muy conocida, ésta
ocurre a condiciones del yacimiento. También se ha descubierto que ocurre a
7
condiciones de procesamiento normales, como resultado de los cálculos utilizando
ecuaciones de estado para predecir el comportamiento vapor-líquido.
En la curva del punto de rocío se muestra que en la medida que la presión se
reduce, se forma líquido. Cuanto más pesado sea el hidrocarburo, mayor es el
incremento de la temperatura del punto de rocío en la medida que la presión se
reduce.
El cricondentérmico de la curva de puntos de rocío se determina
principalmente por la naturaleza del componente mas pesado en el gas, que por la
cantidad total del componente pesado en la alimentación del gas.
2. Procesamiento del Gas Natural.
El procesamiento del gas consiste principalmente en acondiconar el gas para
su entrega o venta, extraer y recuperar líquidos del gas, o ambos5.
El acondicionamiento del gas abarca la eliminación de compuestos ácidos o
procesos de endulzamiento, de acuerdo con las características del gas producido, es
decir, si fuese necesario, y aplicación de procesos de deshidratación para evitar la
formación de sólidos.
Otros tratamientos importantes del gas son la recuperación de etano e
hidrocarburos licuables mediante procesos criogénicos (uso de bajas temperaturas
para la generación de un líquido separable por destilación fraccionada), en ocasiones
resulta conveniente el fraccionamiento de los hidrocarburos líquidos recuperados,
donde se obtienen corrientes ricas en etano, propano, butanos y gasolina; y también
separación del isobutano del n-butano para usos muy específicos, recuperación del
azufre de los gases ácidos que se generan durante el proceso de endulzamiento y
por último la estabilización y almacenamiento.
8
2.1. Deshidratación
El tratamiento de gas natural más aplicado por la industria es conocido como
deshidratación y consiste en remover agua presente en el gas, mediante procesos de
absorción, debido a que el agua produce corrosión en tuberías y equipos.
La deshidratación de un gas es el proceso de remoción de vapor de agua de
la corriente gaseosa para disminuir la temperatura a la cual el agua condensará. Esta
temperatura es llamada punto de rocío del gas.
La mayoría de los contratos de venta especifican un valor máximo para la
cantidad de vapor de agua permitido en el gas.
2.2. Endulzamiento
Este proceso consiste en la eliminación de los compuestos ácidos del gas
natural, por lo general el dióxido de carbono CO2 y el sulfuro de hidrógeno H2S2, los
cuales tienen características ácidas similares. Los beneficios obtenidos de la
remoción de ambos gases ácidos permite la disminución de efectos corrosivos,
principalmente en presencia de agua en forma líquida3.
Esto se lleva a cabo mediante el uso de tecnologías que se basan en
sistemas de absorción - agotamiento utilizando un solvente selectivo. El gas
alimentado se denomina “agrio”, el producto “gas dulce” y el proceso se conoce
generalmente como “endulzamiento”.
Este tratamiento del gas se hace para acondicionarlo previamente antes de
ser utilizado, ya sea como fluido de inyección, como combustible o como materia
prima, o por razones de salud y de prevención de la corrosión.
2.3. Extracción de líquidos
En términos generales, la recuperación de líquidos involucra, la separación
primaria del gas desde los líquidos libres que acompañan al gas: petróleo y/o
condensados, agua de formación, la filtración del gas desde la separación primaria, y
tratamiento del gas filtrado para obtener un producto a condiciones de venta
9
deseables y por último extracción de componentes liquidos, etano, propano y
gasolinas a través de procesos de compresión, separación a baja temperatura y/o
turbo-expansión y por último, fraccionamiento de los líquidos extraídos.
En dicho procesamiento, otros productos, tales como el condensado libre que
acompaña al gas, la gasolina condensada y/o gases licuados de petróleo (GLP), son
asimismo refinados para su venta. Estos productos refinados, son utilizados como
gas combustible y/o como materia prima para las industrias química y petroquímica.
Los primeros esfuerzos en el siglo XX para la recuperación de líquidos
involucraron compresión y enfriamiento de la corriente de gas y estabilización del
producto gasolinado. El proceso de absorción con aceite fue desarrollado en 1920
para incrementar la recuperación de gasolina y producir productos con cantidades
abundantes de butano.
El proceso de recuperación de líquidos del gas también puede ser llevado a
cabo utilizando un proceso de separación por destilación. Este proceso de
separación viene acompañado de un proceso de enfriamiento. La combinación de
estos dos procesos da origen a la denominada planta de extracción de líquidos.
De esta manera, el gas entra al sistema de enfriamiento originando una
mezcla gas-líquido, la cual se separa en un separador frío. Los hidrocarburos
líquidos fluyen a una torre de destilación y el gas sale por el tope. Si se desea
recuperar etano, la columna se llama desmetanizadora. Si sólo se quiere recuperar
propano y componentes más pesados la torre se llama desetanizadora. Si se desea
recuperar butanos y componentes más pesados la torre se llamara desbutanizadora.
En algunas ocasiones los hidrocarburos pesados son removidos para
controlar el punto de rocío del gas y para prevenir la condensación de líquidos en la
transmisión de gas por tuberías y en sistemas de gas combustible. En este caso los
líquidos son un subproducto del procesamiento y si no existe mercado para los
líquidos ellos pueden ser usados como combustible. Alternativamente, los líquidos
pueden ser estabilizados y vendidos como condensado.
10
2.4. Estabilización
El proceso donde se incrementa la cantidad de componentes intermedios
(C3 a C5) y componentes pesados (C6+) en la fase líquida se conoce como
estabilización. Los componentes obtenidos por esta vía tienen un mayor valor como
líquidos que como gas.
Los líquidos se pueden estabilizar por flashing a una presión más baja o
mediante el uso de una columna estabilizadora, dando como resultado productos de
mayor calidad y mejor controlados. Cuando el condensado se separa a una presión
más baja, se liberan hidrocarburos livianos, los cuales se pueden utilizar como gas
combustible.
La columna de estabilización opera a una presión reducida en el separador
frío y tiene un rehervidor que genera un producto con una presión de vapor
establecida. La columna puede ser de platos o empacada para proporcionar la
transferencia de masa necesaria para la estabilización del líquido alimentado.
Después de la estabilización, el producto se enfría y es enviado a almacenamiento.
2.5. Almacenamiento de Líquidos
Las instalaciones para el almacenaje de fracciones livianas y líquidos volátiles
inflamables como etileno, butadieno, propileno, líquidos del gas natural y otros.
representan una de las áreas de más alto riesgo de una refinería o una planta de
gas. Si estos materiales no se almacenan a presión o con refrigeración, se generaría
un gran volumen de vapores que resultarían en pérdidas de producto valioso así
como en contaminación ambiental.
El diseño de instalaciones de almacenaje para este tipo de fluidos debe
incluir: protección contra la sobrepresión, protección contra incendios y aislamiento.
El gas licuado se debe mantener en su punto de ebullición o por debajo de
él. Es posible utilizar la refrigeración, pero la práctica habitual consiste en el
enfriamiento por evaporación. La cantidad de líquido evaporado se minimiza
11
mediante aislamiento. El vapor se puede descargar a la atmósfera (desecho),
comprimirse y volverse a licuar; o utilizarse.
3. Proceso de Refrigeración.
En general se define la refrigeración como cualquier proceso de eliminación
de calor. Refrigerar una corriente de gas natural, es fundamentalmente reducir
notablemente su temperatura para condensar como líquido en mayor o menor
porcentaje los diversos componentes que constituyen la mezcla, de acuerdo al nivel
de temperatura alcanzando.
Específicamente en el caso de las plantas de fraccionamiento de gas, el
sistema de refrigeración permite producir hidrocarburos líquidos por enfriamiento de
las corrientes de productos destilados4.
La refrigeración del gas puede ser llevada a cabo desde un proceso
relativamente simple de Joule Thomson (J.T.) o plantas de choque, de plantas de
refrigeración mecánica, hasta procesos muy sofisticados como lo es la
turboexpansión, en donde se recupera 90% de propano y fracciones pesadas.
Con el fin de seleccionar el proceso adecuado, es necesario conocer el valor
de cada corriente de producto (incluyendo la corriente de gas) y los costos de
servicios (incluyendo gas combustible). Si los costos son aceptables se puede
recomendar un diseño óptimo basado en el costo de capital, costos de operación y el
valor del dinero en el tiempo. Todos estos procesos incluyen la deshidratación de la
corriente de gas (y en algunos casos de corrientes de hidrocarburos líquidos)
En un sistema de refrigeración mecánica el gas se enfría a una temperatura
suficientemente baja para condensar la fracción deseada de gas licuado del petróleo
(GLP) o líquidos del gas natural (LGN). Este proceso ocurre en un equipo
intercambiador denominado chiller
El chiller es un enfriador que generalmente es un intercambiador tipo kettle, el
cual puede utilizar refrigerantes tales como: el freón o el propano. El freón es capaz
de enfriar el gas hasta aproximadamente -15 °F, mientras que el propano puede
12
enfriarse hasta -45 °F. El propano se utiliza algunas veces si se requieren
temperaturas inferiores del gas y eficiencias de recuperación más altas.
Con el fin de alcanzar temperaturas de procesamiento mucho más bajas, se
han desarrollado tecnologías de refrigeración en cascada, de refrigerantes mixtos y
turboexpansión. Con estas tecnologías, la recuperación de líquidos puede
incrementarse significativamente para alcanzar mayor recuperación de hidrocarburos
líquidos.
A continuación se describirán tres métodos generales de refrigeración los
cuales pueden ser utilizados para alcanzar las condiciones necesarias para lograr
altos niveles de recuperación de líquidos:
• Expansión isentálpica (efecto Joule-Thomson).
• Refrigeración externa (ciclo de propano)
• Expansión con turbina.
3.1. Expansión isentálpica (efecto Joule-Thomson).
Antes de entrar a describir el proceso Joule Thomson, se hace necesario
estudiar el conocido como “Efecto Joule Thomson”.
El efecto del cambio en temperatura para un cambio isentálpico está
representado por el coeficiente Joule Thomson, μJT, definido por:
hJT P
T⎟⎠⎞
⎜⎝⎛∂∂
=μ Ec. 2
La mayoría de los sistemas prácticos de licuefacción utilizan una válvula de
expansión ó válvula Joule Thomson para producir bajas temperaturas. Si se aplica la
primera ley para flujo estable a una válvula de expansión en la cual no hay
transferencia de calor ni se realiza trabajo, y para cambios despreciables de energía
cinética y potencial, se encuentra que la entalpía a la entrada es igual a la entalpía a
la salida, h1 = h2.
13
Aunque el flujo dentro de la válvula es irreversible y no es un proceso
isentálpico, los estados a la entrada y a la salida permanecen sobre la misma curva
de entalpía.
Es posible graficar una serie de puntos de condiciones de salida para
condiciones de entrada dadas y obtener líneas de entalpía constante. Para un gas
ideal, dicho gráfico muestra una región en la cual una expansión a través de la
válvula (decrecimiento en presión) produce un aumento en temperatura, mientras
que en otra región la expansión resulta en un decrecimiento en temperatura5.
Obviamente, se desea operar la válvula de expansión en un sistema de
licuefacción en la región donde resulta un decrecimiento neto de temperatura. La
curva que separa estas dos regiones es llamada “Curva de Inversión”.
positivo esPT
H⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛∂∂
negativo esPT
H⎟⎠
⎞⎜⎝
⎛∂∂
T
Figura 1. Curva de Inversión
Observamos que, el coeficiente Joule Thomson es la pendiente de las líneas
isentálpicas en la Figura 1. El coeficiente Joule Thomson es cero a lo largo de la
curva de inversión, ya que un punto sobre esta curva es aquel para el cual la
pendiente de la línea isentálpica es cero. Para un aumento de la temperatura durante
la expansión, el coeficiente Joule Thomson es negativo; para una disminución de
temperatura es positivo.
14
El uso del efecto Joule-Thompson (J-T) para recuperar líquidos representa
una alternativa atractiva en muchas aplicaciones. El concepto general es enfriar el
gas por medio de una expansión adiabática a través de una válvula Joule-Thomson.
Este proceso requiriere altas presiones de entrada del gas. Con
intercambiadores de calor apropiados y grandes diferenciales de presión a través de
la válvula, se pueden alcanzar temperaturas criogénicas y como consecuencia altas
eficiencias de extracción.
La clave para este proceso es la fuerza impulsora de la presión a través de la
válvula J-T y la cantidad de superficie de intercambio de calor incluida en la planta de
intercambio de calor. El proceso puede operar por encima de un amplio rango de
condiciones del gas de entrada y productos de especificación producidos. El proceso
es entonces muy simple de operar y es con frecuencia operado como una instalación
desatendida o parcialmente atendida.
En algunos casos el gas alimentado no está a una presión lo suficientemente
alta o el gas es rico en hidrocarburos licuables. La ubicación de la válvula J-T es
dependiente de la presión del gas y la composición involucrada. Las ventajas de la
refrigeración permiten utilizar baja presión de alimentación o, la columna de
fraccionamiento puede operarse a altas presiones de modo que se reduzca la
compresión del gas residual.
La diferencia principal entre el diseño J-T y turboexpansión es que la
expansión del gas es adiabática a través de la válvula. En un turboexpansor la
expansión sigue una ruta más cercana a la isentrópica. De modo que el diseño de la
J-T tiende ser menos eficiente por unidad de energía consumida que el
turboexpansor.
15
3.2. Refrigeración Mecánica
3.2.1. Ciclo de Refrigeración
El ciclo de refrigeración de compresión de vapor está representado en el
diagrama de flujo de la Figura 2, en él pueden distinguirse cuatro etapas bien
diferenciadas:6
• Expansión del gas.
• Evaporación.
• Compresión del gas.
• Condensación del gas.
COMPRESOR
EVAPORADOR
VALVULA DEEXPANSION
CONDENSADOR
B
C
A
D
Figura 2. Ciclo de Refrigeración de Compresión de Vapor.
Etapa de expansión: El punto de partida en un ciclo de refrigeración está en
la disponibilidad del líquido refrigerante. El punto “A” representa el punto de burbuja
en el líquido a su presión de saturación PA, y entalpía hLA. En la etapa de expansión,
la presión y la temperatura se reducen por la vaporización del líquido a través de la
válvula de control a la presión PB.
La presión más baja PB, se determina a la temperatura deseada del
refrigerante TB, en el punto “B”. La entalpía del líquido saturado es hLB, mientras que
16
la entalpía correspondiente del vapor saturado es hVB. Puesto que la etapa de
expansión (A – B) ocurre a través de una válvula de expansión y no hay intercambio
de energía, este proceso se considera isentálpico. De este modo, la entalpía total de
la corriente a la salida de la válvula es la misma que en la entrada, hLA.
Ya que el punto “B” se encuentra dentro de la envolvente, las fases líquido y
vapor coexisten. Para determinar la cantidad de vapor formado en el proceso de
expansión denominamos x a la fracción de líquido a la presión PB con una entalpía
hLB. La fracción de vapor formado durante el proceso de expansión con una entalpía
hVB, es (1-x). Realizando un balance de calor y de la fracción de líquido, se obtienen
las ecuaciones:
LAVBLB hh)x1(h)x( =−+ Ec. 3
)hh()hh(x
LBVB
LAVB
−−
= Ec. 4
)hh()hh()x1(
LBVB
LBLA
−−
=− Ec. 5
Etapa de Evaporación: El vapor formado en el proceso de expansión (A – B)
no proporciona ninguna refrigeración al proceso. El calor es absorbido en el proceso
por la evaporación de una porción del líquido refrigerante. Éste es un proceso a
temperatura constante, en la etapa de presión constante (B – C). La entalpía del
vapor en el punto “C” es hVB.
Físicamente, la evaporación tiene lugar en un intercambiador de calor
identificado como un “evaporador” o “chiller”. El proceso de refrigeración es
proporcionado por el líquido frío x, y su efecto refrigerante puede definirse como
x(hVB – hLB) y sustituyendo el efecto se convierte en:
Efecto = hVB – hLB Ec. 6
La carga de refrigeración o capacidad de refrigeración, se refiere a la cantidad
total de calor absorbido en el evaporador por el proceso, y generalmente se expresa
17
como “toneladas de refrigeración”, en BTU/ unidad de tiempo. El flujo de refrigerante
está dado por:
)hh(Q
mLAVB
ref
−=
Ec. 7
Etapa de compresión: El refrigerante en forma de vapor sale del evaporador
a la presión de saturación PC. La temperatura correspondiente de refrigeración es
igual a TC a la entalpía hVB. La entropía en este punto es SC. Estos vapores se
comprimen Isentrópicamente hasta la presión PA a lo largo de la línea (C – D’).
El trabajo isentrópico (ideal) Wi, para comprimir el refrigerante desde PB
hasta PA está dado por:
Wi = m(h’VD – hVB) Ec. 8
La cantidad h’VD se determina a partir de las propiedades del refrigerante a la
presión PA y una entropía SC. Dado que el refrigerante no es un fluido ideal y puesto
que los compresores para tales servicios no operan idealmente, la eficiencia
isentrópica ηi, se define para compensar las ineficiencias del proceso de compresión.
El trabajo real de compresión Wi, puede calcularse por:
)hh(m)h'h(mWW VBVDi
VBVD
i
i −=η−
=η
= Ec. 9
La entalpía a la descarga está dada por:
VBi
VBVDVD h)h'h(h +
η−
= Ec. 10
El trabajo de compresión también puede expresarse como:
4.2544WGHP =
Ec. 11
donde 2544.4 BTU/ hr = 1 hp.
18
Etapa de condensación: el refrigerante en forma de vapor sobrecalentado
que sale del compresor a la presión PD y temperatura TD (punto “D” en la Figura 2)
es enfriado a presión casi constante hasta la temperatura de rocío TA, y el vapor
comienza a condensar a temperatura constante.
Durante el proceso de sobrecalentamiento y condensación, todo el calor y
trabajo añadido al refrigerante durante las etapas de evaporación y compresión son
removidos de manera que el ciclo se pueda completar hasta alcanzar el punto “A”
(punto de partida) en el diagrama P – H de la Figura 2.
Por la adición de la carga de refrigeración, al calor de compresión se puede
calcular el calor de condensación QCD, a partir de:
QCD = m[(hVB – hLA) + (hVD – hVB)] = m(hVD – hLA) Ec. 12
La presión de condensación del refrigerante es una función del medio de
enfriamiento disponible (aire, agua de enfriamiento o cualquier otro refrigerante). El
medio de enfriamiento es el sumidero de calor para el ciclo de refrigeración.
Debido a que la descarga del compresor es vapor sobrecalentado, la curva de
condensación del refrigerante no es una línea recta. Es una combinación de
sobrecalentamiento y condensación a temperatura constante. Este hecho debe
considerarse para un diseño apropiado del condensador.
3.2.2. Etapas de Refrigeración
Los sistemas de refrigeración usan una, dos, tres o cuatro etapas de
compresión las cuales han sido operadas exitosamente en muchas aplicaciones. El
número de etapas de refrigeración generalmente depende del número de etapas de
compresión requeridas, de la carga inter-etapas, de la economía y del tipo de
compresión.
Sistemas de una sola etapa de refrigeración. Un sistema típico de
refrigeración se muestra en la Figura 3, donde los datos se aplican para un sistema
19
con propano puro como refrigerante, con un evaporador de una sola etapa y su curva
de enfriamiento asociada.
35 MMBtu/hr
80
70
-35 °FRefrigerasnte @ -40 °F
Curvas de Enfriamiento y Calentamiento
Tem
pera
tura
, |F
Carga Calorífica, MMBtu/hr
Gas deAlimentación
80 °F
70 °F
REFRIGERACIÓNCON PROPANO
@ - 40 °F35 MMBtu/HR
-35 °F
Gas Residual
LÍQUIDO AFRACCIONAMIENTO
Etapa Simple de Enfriamiento
Figura 3. Sistema de una Sola Etapa de Refrigeración.
Sistemas de dos etapas de refrigeración. Se pueden obtener ahorros hasta
del 20 % con sistemas de refrigeración de dos etapas y un economizador flash inter-
etapa. Pueden alcanzarse ahorros adicionales removiendo calor del proceso a nivel
de la inter-etapa que en la etapa de baja presión. Un sistema típico de dos etapas
con una carga intermedia se muestra en la Figura 4, con los datos para propano
puro como refrigerante.
20
Figura 4. Sistema de dos etapas de refrigeración.
Sistemas de tres etapas de refrigeración. En estos sistemas pueden
lograrse ahorros adicionales de potencia, utilizando un sistema de compresión de
tres etapas. Como en los sistemas de dos etapas, pueden utilizarse economizadores
flash y/o cargas intermedias. Los ahorros que aunque no son tan dramáticos como
en el caso de dos etapas versus el de una etapa, pueden ser significativos para
justificar el equipo adicional. Un sistema típico de tres etapas con propano se
muestra en la Figura 5.
1 2 3
Cooling Water
Figura 5. Sistema de tres etapas de Refrigeración
21
3.3. Expansión con turbina.
Este se ha convertido en el proceso de refrigeración más utilizado debido a su
simplicidad. En este proceso el gas se expande a través de un turboexpansor y luego
se separa por destilación a temperaturas criogénicas.
Los ciclos expansores corresponden a los bien conocidos principios de auto-
refrigeración, en éstos se expande un gas comprimido isentrópicamente a través de
una turbina o máquina para extraer trabajo, y al mismo tiempo se baja la temperatura
del fluido de operación.
Existen muchas variaciones que incluyen ciclos abiertos, cerrados, y
combinaciones, dependiendo del criterio particular que se utilice y de la capacidad
inventiva del diseñador del proceso, para aproximar a la máxima reversibilidad,
dentro de la disponibilidad de maquinaria, y consideraciones de las variables
económicas aplicables al caso.
El uso de los expansores resulta económico cuando se requiere
recompresión del gas residual. En los casos en los que sólo se requiere producir
propano y fracciones más pesadas, no es necesario llegar a temperaturas tan bajas
a pesar que pueden obtenerse, por lo tanto los expansores poseen aplicaciones a
mayores temperaturas que las mínimas obtenibles.
Para obtener la temperatura de salida del expansor deseada se deben aplicar
procesos iterativos.
El primer paso es asumir un valor de T2 teórico con dicho valor se procede a
realizar un cálculo flash a la presión de salida deseada, a fin de establecer la
formación de dos fases a la salida del turboexpansor. Ver Figura 6.
Posteriormente se verifica si la T asumida cumple con la condición isentrópica
de la turbina (S1 = S2), de ser así se determina el valor de H2.
22
2
1
Figura 6. Expansión con Turbina.
Una vez que la H2 teórica es encontrada, se procede a calcular el trabajo real
por medio de la siguiente ecuación:
( ) ( )IDEALREAL H*H Δη=Δ Ec. 13
donde:
(ΔH)REAL = H’2 – H1,
(ΔH)IDEAL = H2 – H1, y
η= eficiencia isentrópica
Luego se calcula la H2 real para determinar el valor de la T2 real. La
temperatura de salida real será mayor que la temperatura de salida teórica debido a
que el trabajo real producido es menor que el trabajo teórico producido.
La temperatura final a la salida del turboexpansor depende de la relación de
presiones, la cantidad de líquido producido y la cantidad de trabajo real removido. En
la mayoría de los casos en los que se ha utilizado la recuperación criogénica, se ha
alcanzado el máximo ΔT posible de la recuperación de etano en procesos de
licuefacción total.
Debido a que las corrientes calientes en los intercambiadores de calor están
generalmente a baja presión, el calor específico es relativamente constante sobre el
rango de temperaturas existentes en los intercambiadores. Por lo tanto, para
minimizar las diferencias de temperatura en ellos, es importante seleccionar una
presión de la corriente a la cual esta se licúe, y el calor específico sea relativamente
constante sobre el rango de temperatura existente.
23
Normalmente se escoge una temperatura a la entrada del expansor, la cual
corresponda a una temperatura a la salida cercana al punto de rocío del gas
expandido. Posteriormente se determina la fracción de flujo total de gas enviado a
través del expansor con el objeto de lograr diferencias mínimas de temperatura en
los intercambiadores de calor.
Este proceso es el más eficiente para la separación de líquidos del gas
natural. La eficiencia de separación puede alcanzar valores entre 95-98% de propano
(% en volumen) en plantas que producen el etano.
La cantidad de refrigeración requerida es proporcional a la masa neta de
líquido a ser producida, y la disponibilidad, es proporcional al volumen de gas pasado
a través del expansor, y aproximadamente al logaritmo de la razón de las presiones
de entrada y descarga del expansor. La mínima temperatura a la salida está limitada
por la composición del gas y la naturaleza de los contaminantes, para así minimizar
la formación del líquido dentro del expansor.
El expansor desarrolla trabajo externo, bien en la forma de energía eléctrica,
gas comprimido o líquido bombeado, dependiendo del método de carga del expansor
que se emplee.
El diseño de un ciclo expansor requiere eliminar irreversibilidades en el
proceso, lo cual se logra manteniendo pequeñas diferencias de temperaturas en el
intercambiador de calor. Como consecuencia se producen pequeños cambios de
entropías en el gas que pasa a través de los expansores, y por tanto, en una
utilización eficiente del trabajo producido por la expansión. Algunas de las variables
del proceso que afectan la eficiencia del ciclo son: presiones de operación, etapas de
expansión, eficiencia de expansión de la turbina y el subenfriamiento del líquido
antes de la expansión.
Existen múltiples factores adicionales a los nombrados arriba que afectan la
selección final del proceso. Si dos o más de estas condiciones pueden coexistir,
generalmente un turbo-expansor será la mejor opción.
24
3.4. Equipos de Refrigeración
3.4.1. Compresores de Refrigeración
Existen tres tipos principales de compresores que se utilizan para ciclos
básicos de refrigeración por vapor, empleando los refrigerantes comunes, que
incluyen el compresor centrífugo, el compresor reciprocante y el compresor húmedo
tipo tornillo rotatorio.
El tipo de refrigerante utilizado, así como la carga de refrigeración influye en
la selección del tipo de compresor. Los sistemas de gran capacidad se manejan de
una manera más económica por medio de máquinas centrífugas. Los compresores
reciprocantes se aplican de un modo más adecuado en sistemas de 150 toneladas
de refrigeración o menos, con requisitos de acondicionamiento de aire y para
trabajos especializados a bajas temperaturas, cuando los volúmenes del gas de
entrada no son muy grandes.
Los compresores de refrigeración se pueden encontrar de etapa sencilla o
multi-etapa. El número de etapas de compresión se determina de acuerdo a la
relación de compresión. La relación de compresión por etapas varía en el orden de
1.5 a 3.0 por etapa dependiendo de la carga de refrigeración y la velocidad del motor.
3.4.1.1. Compresores Centrífugos
Los compresores centrífugos están constituidos por una cubierta con uno o
más elementos rotatorios (álabes) que desplazan un volumen fijo al rotar. A las
temperaturas normales encontradas en la industria de procesamiento de gas, se
requieren compresores centrífugos de tres o cuatro etapas para servicios de
refrigeración.
Este tipo de compresores ofrece la posibilidad de utilizar economizadores
flash interetapas y permite múltiples niveles de temperatura de enfriamiento; lo cual
reduce la potencia de compresión. Los compresores centrífugos usualmente no son
económicos por debajo de 373 kW (500 hp) con motores eléctricos, y alrededor de
25
597 kW (800 hp) con motores de turbina de gas, en cambio, por encima de 746 kW
(1000 hp) el uso de éstos compresores se vuelve más económico.
La capacidad de un compresor centrífugo se controla variando la velocidad
del motor o reduciendo la presión de succión o descarga. La reducción de la presión
de descarga puede causar oleaje, por lo cual también es posible recircular los
vapores de la descarga del compresor hacia la succión cuando este se encuentre
operando a baja carga; esto con el fin de evitar paro del equipo o también problemas
de oleaje. Sin embargo, esta recirculación resulta en potencia desperdiciada y
también es una de las principales desventajas de utilizar compresores centrífugos.
3.4.1.2. Compresores Reciprocantes.
Los compresores reciprocantes consisten de uno o más cilindros con un
pistón que se mueve desplazando un volumen positivo en su movimiento.
Las temperaturas de proceso generalmente indican dos etapas de
compresión para equipos reciprocantes. Esto da la oportunidad de utilizar un
economizador interetapa y también un nivel adicional de enfriamiento. El ajuste de la
capacidad se realiza mediante variación de la velocidad, espacio libre variable en los
separadores, desmontadores de válvulas y recirculación del refrigerante hacia la
succión.
Al igual que con los compresores centrífugos, la recirculación resulta en
potencia desperdiciada. También es posible restringir la presión de succión del
refrigerante entre el enfriador y el compresor para reducir la capacidad del cilindro.
Sin embargo, el control de la presión de succión puede ocasionar desperdicio de
potencia y la posibilidad de presiones de succión inferiores a la atmosférica, lo cual
debe evitarse.
3.4.1.3. Compresores Rotatorios.
Existe una aplicación limitada para los compresores rotatorios; ésta es el
campo de baja temperatura en el cual el compresor rotatorio sirve con el propósito de
un alto volumen en la etapa inferior o de baja presión (compresor booster). Estos
26
equipos son aplicables a condiciones de saturación en la succión que van desde
–87 °C hasta –20.6 °C con R-12, R-22, amoníaco y propano.
3.4.2. Tipos de Enfriadores
3.4.2.1. Enfriador Tipo Caldera (Kettle Type Chiller)
El tipo más común de enfriador empleado en la industria de procesamiento de
gas es el de tipo caldera. El refrigerante se expande dentro de la carcasa donde el
nivel de líquido se mantiene para sumergir completamente el haz de tubos de
proceso. Un control de nivel mantiene la cantidad apropiada de refrigerante líquido
en la carcasa.
Cuando se utiliza un enfriador tipo caldera, debe tomarse la precaución de
proveer un espacio adecuado para la expansión del vapor por encima del nivel de
refrigerante líquido. Este tipo de chiller diseñado u operado inadecuadamente es
probablemente la mayor causa de falla del compresor debido a arrastre de líquido.
La siguiente ecuación permite la determinación de la carga permisible de
refrigeración en lb/hr por pie cúbico de espacio de vapor:
ARL = VL
VFSρρ
γρ−869.0
)3980)(.)(.(
Ec. 14
donde:
S.F. : factor de seguridad = ½
γ : tensión superficial (dinas/cm)
ρV: densidad del vapor (lb/pie3)
ρL: densidad del líquido (lb/pie3)
3.4.2.2. Enfriador de Placa (Plate-Fin Chiller)
Las plantas criogénicas modernas frecuentemente emplean intercambiadores
de placa para condensación y enfriamiento de gas. Cuando el diseño requiere de un
intercambiador gas-gas, un enfriador de gas y un intercambiador gas frío-gas
27
instalados en secuencia, es conveniente poner estas operaciones en un
intercambiador simple de placas. Estos equipos también ofrecen ahorros
significativos para aplicaciones a bajas temperaturas donde se requiere acero
inoxidable para unidades de tubo y carcasa. También se pueden obtener ahorros
importantes en la caída de presión utilizando unidades simples o múltiples para
servicios de refrigeración.
4. Proceso de Fraccionamiento
4.1. Conceptos Fundamentales.
El proceso de fraccionamiento es una operación unitaria empleada para
separar mezclas de componentes en productos individuales, éste es posible cuando
los productos a ser separados tienen diferentes puntos de ebullición6.
La dificultad del fraccionamiento puede estar relacionada con la diferencia
existente entre los puntos de ebullición de los productos deseados, usualmente se
remueve primero el o los elementos más livianos de la mezcla.
Un plato de equilibrio teórico está definido como aquel en el que el vapor que
abandona el plato esta en equilibrio con el líquido que lo abandona (yi=k.xi). Ambos
abandonan el plato a la misma temperatura y presión, de esta manera, si conocemos
la composición del vapor que abandona el plato y su temperatura y presión, podemos
utilizar la relación de equilibrio para calcular la composición de la fase líquida.
El plato real no alcanzará el equilibrio debido a que hay insuficiente tiempo de
contacto vapor-líquido para alcanzarlo, es decir que ni el vapor ni el líquido que
abandonan el plato real estarán en equilibrio, por lo tanto se requieren más platos
reales que teóricos para llevar a cabo la misma operación.
La cantidad, de eficiencia global expresada como fracción, se define por:
Reales PlatosTeórico Platos Global Eficiencia = Ec. 15
28
4.2. Especificaciones de Diseño.
Inicialmente se va a establecer al menos las siguientes especificaciones7:
• Temperatura, presión, composición y flujo de la alimentación.
• Presión de la destilación (con frecuencia fijada por la temperatura del agua
disponible de enfriamiento, con la cual debe poderse condensar el vapor
destilado para proporcionar el reflujo).
• La alimentación se va a introducir en el plato que tenga como resultado el
número total menor de platos (localización óptima del plato de alimentación).
• Pérdidas de calor (aún si se supone que son cero).
En estas condiciones, se ha demostrado que sólo le quedan al diseñador tres
puntos adicionales que puede especificar. Escogidos los tres, todas las demás
características del fraccionador quedan fijas. El diseñador sólo puede calcular cuáles
serán, arbitrariamente puede asignarles valores provisionales, con el fin de realizar
los cálculos por ensayo y error y verificarlos posteriormente. De la siguiente lista
pueden escogerse los tres puntos; cada uno de los puntos cuenta por uno:
• Número total de platos teóricos.
• Relación de reflujo.
• Relación del rehervidor, o sea, relación entre el vapor producido por el
rehervidor y el residuo separado.
• Concentración de un componente en el destilado y el flujo del mismo
componente en el residuo, o “separación” del componente (puede escogerse
un máximo de dos).
• Relación entre el destilado total y el residuo total.
4.3. Aplicaciones de Fraccionamiento.
Los sistemas fraccionadores son llamados generalmente según el nombre de
producto de tope. Por consiguiente, una desetanizadora indica que el producto de
29
tope de la torre es etano; para una despropanizadora el producto separado es
propano obtenido por el tope.
El número y tipo de fraccionadores depende del número de productos a
realizar y la composición de la alimentación. Los productos NGL típicos de un
proceso de fraccionamiento incluyen:8
• Producto desmetanizado (C2+)
• Producto Desetanizado (C3+)
• Mezcla Etano/Propano (EP)
• Propano Comercial.
• Mezcla Propano/Butano (GLP)
• Butano(s)
• Butano/Mezcla de gasolina
• Gasolina Natural
• Mezclas con una especificación de presión de vapor.
4.4. Síntesis de Cálculos.
Los cálculos de esta aplicación son tediosos y consumen mucho tiempo sobre
todo cuando se aplican rigurosamente, por ello es muy raro que se realicen, casi
nunca, a menos que se utilice una computadora digital con un programa
especializado. Sin embargo, existen algunos métodos cortos apropiados como regla
de cálculo los cuales son extremadamente útiles. Los programas de computadora
operacionales se encuentran fácilmente disponibles, pero éstos no pueden suplir los
análisis cortos.
4.5. Equipos de Fraccionamiento.
En esencia todas las plantas de procesamiento del gas natural requieren por
lo menos una fraccionadora para producir un producto líquido el cual reunirá las
especificaciones de venta.
30
Las partes principales de un sistema de fraccionamiento son: la torre
fraccionadota (1), un condensador del producto de tope (2), un tambor de reflujo (3)
un rehervidor de fondo (4). Los diferentes componentes del sistema se muestran
esquemáticamente en la Figura 7.
Figura 7. Columna Fraccionadora.
Las plantas de fraccionamiento son requeridas generalmente para obtener
productos puros, entonces debe existir mucho contacto entre líquidos y vapores
dentro de la torre. Para conseguir este contacto se requiere de un gran número de
platos en la torre, gran cantidad de calor proporcionada por el rehervidor de fondo y
una porción de producto enfriado por el acumulador de reflujo y el condensador.
Se requiere el contacto íntimo de las fases de vapor y líquido para una
separación eficiente. Los internos tales como platos o empaques estimulan el
contacto entre las corrientes de líquido y vapor en la columna.
4.5.1. Columnas de Platos
Las columnas de platos que se utilizan para el contacto líquido-gas. Se puede
clasificar según el tipo de flujo en sus dispositivos internos de contacto:
• Platos de flujo cruzado.
31
• Platos de flujo a contracorriente.
El plato de flujo cruzado utiliza un ducto descendente para líquidos y se
emplea más que el plato en contracorriente debido a las ventajas de eficiencia de
transferencia y al tiempo operacional que es más amplio.
La mayor parte de los diseños de platos de flujo cruzado utilizan
perforaciones para dispersar el gas en el líquido sobre los platos. Estas
perforaciones pueden ser orificios redondos simples o contener válvulas móviles con
orificios variables en forma circular, estos se denominan platos de malla y platos de
válvula respectivamente9.
4.5.2. Columnas Empacadas
Tradicionalmente la mayoría de las columnas de fraccionamiento en las
plantas de procesamiento de gas fueron diseñadas con platos. Sin embargo una
opción adicional es utilizar empaques.
Existen tres tipos de columna empacadas 6:
• Empaques aleatorios en donde diferentes piezas de empaque son
descargadas en una forma aleatoria dentro de la carcaza de la columna. Estos
empaques vienen en una gran variedad de diseños, cada un tiene características
particulares en cuanto a área superficial, caída de presión y eficiencia.
• Empaques apilados estos son descargados a la columna de manera tal que
permita proveer un arreglo más uniforme de empacamiento.
• Empaque estructurado el arreglo se lleva a cabo mediante una configuración
geométrica específica.
5. Descripción de los Procesos Asociado a la PEL.
5.1. Ubicación Geográfica de las Instalaciones Existentes.
El Proyecto de Recuperación de GLP utilizará como alimentación el gas de
producción de la Estación de Flujo C-10, ubicada en el Campo La Concepción en la
32
costa Occidental del Lago de Maracaibo, donde se encuentran las facilidades de
compresión de gas recolectado en el área, específicamente la planta de Compresión
de Gas PCG C-10 de la red de distribución y recolección del campo La Concepción.
El campo la Concepción, tiene una superficie de 248 Km², esta ubicado en el
Municipio Dr. Jesús E. Lossada, a 20 Km al oeste de la ciudad de Maracaibo, Edo.
Zulia (Ver Figura 8). Fue descubierto en 1925 por la compañía The Caribbean
Petroleum Corporation. En 1997 fue adjudicado como campo marginal a la empresa
PérezCompanc con una producción de 2400 barriles diarios de crudo. Actualmente
es operado por la Compañía Petrobrás de Venezuela.
Produce un volumen importante de gas (30 MMPCND) en comparación con el
volumen pequeño de petróleo extraído (16 MBBL/DÍA), de los cuales 27 MMPCND
se utilizan para gas lift. El alto volumen de gas producido se debe a la alta relación
de gas lift inyectado en los pozos y una alto RGP del yacimiento por la declinación
natural del mismo (campo marginal).
33
Figura 8. Ubicación Geográfica del Campo La Concepción.
5.2. Descripción del Proceso de la Planta de Compresión de Gas C-10.
La PCG-C10 es una de las principales plantas de compresión de gas del
Campo La Concepción, consta básicamente de unos motocompresores que manejan
30 MMPCED de gas desde una presión en la succión de 60 psig.
Actualmente la PCG-C-10 succiona gas desde el troncal de recolección de
gas proveniente de las estaciones de flujo C-2, C-9 y C-10, luego el gas entra al
depurador de succión de los motocompresores, y de allí el gas va hacia un cabezal
de succión que comparten los trenes de compresión de gas lift y gas venta.
Posteriormente el gas es comprimido independientemente por los trenes de
compresión de gas de levantamiento “gas lift” y gas venta. El tren de gas lift posee
tres etapas de compresión y el de gas venta dos, pero las dos primeras etapas tienen
aproximadamente las mismas condiciones de proceso.
El gas después de ser comprimido a las condiciones de gas lift (1450 lpcm),
es enviado por medio de líneas troncales independientes que salen de la PCG hacia
los pozos de producción. Antes de entrar al casing de los pozos como gas de
levantamiento artificial, se usa un sistema de medición (placa orificio) y válvula
reguladora.
La corriente de gas venta comprimido a 450 lpcm es transferido hacia la línea
de 16 pulgadas de diámetro de envío de gas al El Tabaco/la planta eléctrica
ENELVEN, desde donde es transportado a través de un gasoducto desde la PCG C-
10 a Campo Boscán como gas combustible y hacia la Ciudad de Maracaibo, como
gas doméstico e industrial.
5.3. Descripción de Proceso de Deshidratación.
La actual planta de compresión PCG C-10 presenta en la corriente de salida
un contenido de humedad significativo, por lo que está por instalarse un sistema de
deshidratación usando TrietilénGlicol (TEG) como desecante líquido. Esta planta
estará en funcionamiento en el 2005. Además cuenta con la capacidad de recibir un
34
volumen de gas mayor al de la descarga de la PCG C-10, razón por lo cual un
gasoducto de transferencia de gas proveniente de la Planta de Compresión de Gas
Sur será conectada a la descarga de la PCG C-10. Posteriormente la corriente
combinada entrará a la Planta de deshidratación de gas ubicada aguas abajo de la
PCG C-10. Ver Figura 9.
Con respecto a la PCG-Sur, esta instalación maneja actualmente gas de
características muy similares a los de la planta C-10, el cual es descargado a las
mismas condiciones de presión que la PCG-C10.
EF C-10
EF Sur
CampoBoscán
6” x 10 Km
Maracaibo
El Tabaco
16” (PDVSA)
El Loop
16” x 1.5 Km8”
La Paz
EF C-2
EF C-9
6” x 4 Km
6” x 2.3 Km8” x 1.5 Km
TEG
Gas Lift
Gas Lift
Tramo a Recuperar
Tramo a Completar
6” x 19 Km
10” x 11 Km
PCG Sur
PCG C-10
Líneas de Recolección (Gas con Agua)
Líneas de Distribución (Gas Seco)
Gasoducto de Transferencia
Planta recuperadora de líquidos (Nueva)
Unidad de Deshidratación
Compresor de Gas Lift
Compresor de Transferencia
Estación de Flujo
Múltiple de Distribución de Gas
TEG
Leyenda:
Pozo C-306
Actividad fuera del alcance de este proyecto
PRL
PRL
Figura 9. Instalaciones de gas existentes y futuras del Campo la Concepción.
El gas de venta será enviado a la Unidad de Deshidratación (en construcción
actualmente), donde se lleva a cabo la remoción de vapor de agua de la corriente
gaseosa para disminuir el punto de rocío del gas, es decir, disminuir la temperatura a
la cual el agua condensaría.
35
El diseño de la planta de deshidratación indica (fuera del alcance de este
proyecto) que el valor máximo para la cantidad de vapor de agua permitido en el gas,
será de 7 lb/MMPCN de humedad, para un flujo de 30 MMPCND. Esta especificación
cumple con la norma COVENIN 3568-2:2000, que aplica al gas a ventas.
El TEG será utilizado en la planta de deshidratación de gas, la cual contará
con una torre contactora y sistema de regeneración. En la siguiente tabla se indican
las condiciones de operación de la planta de deshidratación de gas.
5.4. Descripción de Proceso de Extracción de GLP.
De la descarga de la futura Planta de Deshidratación de la PCG C-10, se
toma el gas (gas venta de PCG C-10 y Sur) y se enfría para la recuperación de
líquidos. A su vez la Unidad de Recuperación de Líquidos estará conformada por tres
secciones operacionales:
• Sistema de Refrigeración
• Sistema de Fraccionamiento (Desetanizadora)
• Envío e Interconexión con la Planta GLP Bajo Grande
Las propuestas que serán desarrolladas en este estudio son las siguientes:
• Opción 1: Proceso de Extracción por Expansión Isentálpica (Efecto
Joule-Thomson).
• Opción 2: Proceso de Extracción por Refrigeración Mecánica con
Propano.
• Opción 3: Proceso de Extracción por Expansión con turbina.
5.5. Interconexión con la Planta GLP Bajo Grande.
Una vez recuperado el GLP, éste deberá ser bombeado a las instalaciones de
PDVSA a la Planta de GLP Bajo Grande, a través de una línea de exportación de 3”
y 48 km de largo.
36
Dicha planta GLP se encuentra ubicada en el Municipio La Cañada de
Urdaneta, al sur de la ciudad de Maracaibo, en ella se recogen los líquidos del gas
natural (LGN) provenientes de las plantas Lama y Lamarlíquido; y mezclas de
butanos y más pesados suministrados por las plantas de LGN El Tablazo I y II.
Esta alimentación se procesa para obtener propano (C3H8),
iso-butano (C4H10), n-butano (n-C4H10) y gasolina natural, la cual comprende la
fracción de pentano en adelante (C5+).
En la sección de Separación del Propano, se encuentra la torre
despropanizadora, la cual recibe alimentación de GLP y tiene como objetivo separar
el propano de los componentes más pesados, a fin de poder usarlo en la industria
petroquímica como materia prima para la producción de propileno.
Dicha alimentación es recibida a 435 lpcm, el producto de tope es propano, el
cuál se condensa totalmente en los enfriadores con aire y va al tambor de reflujo;
posteriormente se succiona de este tanque y se descarga una parte como reflujo al
tope de la torre y el resto se envía como producto conteniendo 95% de propano
hacia las torres secadoras de propano. Después del secado, el producto líquido se
bombea al sistema de refrigeración para posterior enfriamiento previo al
almacenamiento en el tanque.
Finalmente el sistema de suministro de propano es transferido hasta la planta
de Olefinas II de El Tablazo y otras plantas criogénicas especialmente de Jose,
situada en el oriente del país y se recibe a través de buques tanqueros.
37
V-301
C-301
V-302
P-301 A/B
V-332
M-301 A/B
E-305/E-306V-314 A/B
E-504
S-501
PEQUIVEN
E-505
E-302
E-301 A/B
E-303
P-511A/B/C/D
P-313 A/B/C
V-324
V-325
GLP
V-303 MERCADO INTERNO
Figura 10. Proceso de Separación de Propano en Bajo Grande.
CAPÍTULO II.
MARCO METODOLÓGICO
1. Discretización de la Información Disponible.
Para lograr obtener un modelo que se adapte a las instalaciones existentes,
fue necesario recopilar la información referente a las condiciones de operación y
diseño actuales.
1.1. Información de las Propiedades del Fluido.
Utilizando los análisis cromatográficos del gas más recientes, se obtuvo la
información de las propiedades del fluido en cuanto a las propiedades físicas y
termodinámicas de los mismos.
Dichos análisis son muestras de las mezclas originales obtenidas de las
Estaciones de Flujo C-10 y C-Sur, tomados a la descarga de sus respectivas plantas
de compresión, los cuales fueron realizados en base seca.
1.2. Información de las Condiciones Actuales de la Planta de Compresión.
Esta etapa se basó en la búsqueda de los datos y características de
operación de cada uno de los equipos existentes, para ello se elaboró un diagrama
de flujo de los sistemas, identificando todos los equipos y condiciones de presión y
temperatura; así como las corrientes de proceso.
2. Definición de las Opciones de Desarrollo de la Infraestructura a Diseñar.
Se llevó a cabo la selección de la opción de desarrollo de infraestructura o
planta para la extracción de líquidos del gas provenientes de las plantas de
compresión PCG-C-10 y C-Sur, aplicando los siguientes pasos.
2.1. Bases y Premisas de Diseño.
Se definieron los lineamientos a utilizar en el diseño del proyecto. Esta
información se define en base a las normas y estándares aprobados en el área y se
describe a continuación:
39
• El proceso seleccionado para cualquier opción debe ser lo mas
simplificado posible con la menor cantidad de equipos de proceso y
auxiliares.
• La presión de entrega de gas doméstico e industrial a Maracaibo y al
campo Boscán está en el orden de 350 lpca o mayor.
• Los procesos que se deben analizar para la planta de extracción de
líquidos son: a) Joule Thomson, b) Refrigeración Mecánica y c)
Turboexpansión.
• Para el caso de Refrigeración Mecánica se deberá seleccionar el tipo de
refrigerante a usar (propano, mezcla, entre otros).
• Se deberá calcular los requerimientos de potencia (KW) para cada una
de las opciones. La fuente de generación deberá usar gas como
combustible, en el caso de que la carga total requerida por la nueva
planta no pueda ser suplida por ENELVEN.
• Los Inventarios de productos químicos deberán ser mínimos a fin de
evitar pérdidas potenciales al ambiente.
• El Control del punto de Rocío debe ser a la entrada de la planta donde
las condiciones son tales que generan condensación de hidrocarburos y
formación de hidratos, la planta a instalar debe eliminar estos problemas.
• Se deberán realizar simulaciones de los distintos escenarios para
establecer las caracterizaciones de procesos.
• Los requerimientos de drenajes se diseñarán en base a las proporciones
de flujo y volúmenes del equipo de proceso con mayor aporte. Tres
sistemas de drenajes se consideraran: el Sistema de drenaje abierto,
Sistema de drenaje cerrado, y sistemas de aguas superficiales. El
Sistema de drenaje abierto recolectará los fluidos provenientes de los
equipos de baja presión, como los tanques atmosféricos, las bombas y
40
otros. El Sistema de drenaje cerrado colecciona los drenajes de equipos
presurizados. El sistema de aguas superficiales se dimensionará
considerando el caudal mayor entre agua contra incendio y agua de
lluvia.
2.2. Desarrollo de las Simulaciones.
Se procedió a efectuar las evaluaciones técnicas pertinentes en términos de
utilizar el diseño más preciso, por medio de simulación de los procesos utilizando el
paquete comercial Hysys versión 3.0.1, el cual incluye los mecanismos de
enfriamiento antes mencionados. A continuación se indica la metodología seguida
para desarrollo la simulación de procesos, y se detallan en los apartados siguientes.
2.2.1. Preparación del Gas de Alimentación a la Planta.
Como primer paso para la definición del proceso en la PEL se llevó a cabo la
caracterización de la mezcla de hidrocarburos, reproduciendo los datos
composicionales reportados en los análisis cromatográficos revisados. Para tal fin es
necesario realiza la saturación del gas de alimentación con agua, para reproducir las
condiciones reales del yacimiento.
Esto se realizó simplemente mezclando las corrientes en un mixer, cuya
corriente resultante se ingresa a un separador flash, obteniendo una corriente de
tope en estado gaseososo saturada con agua, luego se simula el proceso de
deshidratación donde la cantidad del agua es llevada a la especificación de venta
que fue de 7 lbm/MMpcnd.
2.2.2. Selección de la Ecuación de Estado.
Con el objeto de validar la aplicabilidad del método termodinámico utilizado y
conocer los márgenes de error con los que se iban a trabajar se procedió en primer
lugar, a seleccionar la ecuación de estado a utilizar según las referencias
consultadas, entre Soave-Redlich-Kwong y Peng-Robinson y luego se simularon los
sistemas de compresión de la planta PCG-C-10 a las condiciones de diseño.
41
Para este fin se utilizaron las condiciones de presión, temperatura,
composición y flujo aportados por los balances de masa y energía contenidos en los
planos de diseño de la planta, así como también en las hojas de especificación de
cada uno de los equipos involucrados en la simulación.
2.2.3. Propuestas de Esquema de Procesos para las Opciones.
Las propuestas de los esquemas de procesos de cada una de las opciones a
analizar en el presente estudio, se llevó a cabo realizando la descripción de procesos
y elaborando su respectivo diagrama de flujos del proceso (DFP).
En estos diagramas se debe aplicar un sistema de numeración de los equipos
para su identificación. Todos los equipos deben identificarse con una etiqueta de la
siguiente manera: a-xxyy, en donde:
“a” es un código de una letra para identificar la función del dispositivo que
se realizó en conformidad con la Tabla 1;
“xx” es un número de un dígito utilizado para identificar la unidad de proceso
realizado de acuerdo con la Tabla 2;
“yyy” es un serial de dos dígitos que indica el número secuencial del equipo,
dicha numeración fue realizada a partir de “001”;
Tabla 1. Identificación de Código de Función del Equipo.
Letra Descripción
A Unidad Paquete
C Columna: de platos o empacada
E Equipo de Transferencia de calor: Intercambiador de calor, Condensador, Rehervidor y enfriadores por aire.
K Compresor o Turboexpansor
M Mezclador de Corrientes
42
Letra Descripción
P Bombas: Centrífugas, Reciprocante o Rotatoria
S Recipientes: Separador, Tambor de Reflujo
V Válvula
Tabla 2. Identificación de Unidad de Proceso.
Unidad Descripción
1 Proceso de Extracción de Líquidos por Efecto Joule – Thomson. Opción No. 1
2 Proceso de Extracción de Líquidos por Refrigeración Mecánica. Opción No. 2
3 Proceso de Extracción de Líquidos por Turboexpansión. Opción No. 3
Un ejemplo de numeración de equipos es P-2001, donde:
P = código correspondiente a una bomba
2001 = número de equipo 001 de la unidad 2
En el caso de la de las unidades paquetizadas se asignó un serial “yyy” que
indica el número secuencial del paquete, dicha numeración fue realizada a partir de
“100”. Para la numeración de los equipos del paquete el serial “yyy” debe ser el
mismo del paquete y se le asigna un serial “zz” de dos dígitos que indica el número
secuencial del equipo.
Un ejemplo de numeración de equipos de unidad paquetizada es P-2201,
donde:
P = código correspondiente a una bomba
2201 = número de equipo 01 de la unidad 2, perteneciente al paquete
A- 2200.
43
2.2.4. Formular Modelo de Simulación
Se formuló el modelo de simulación a utilizar, es decir, se llevó el diagrama de
flujo real a un diagrama de simulación utilizando la interfase gráfica del simulador,
para cada una de las opciones.
2.2.5. Simulación de los equipos de Proceso
Se simuló el proceso considerando todos los equipos en servicio con
variaciones en el flujo de condensados descargados hacia el área de
fraccionamiento, mediante variaciones en la temperatura de refrigeración del gas,
variaciones en la presión de descarga del compresor, del plato de alimentación a la
columna desetanizadora y disminución de la carga de propano refrigerante.
2.2.6. Simulación del comportamiento del proceso de cada opción.
Se simuló el proceso considerando variaciones en el esquema de operación
del área de enfriamiento; manteniendo condiciones de diseño de los equipos
principales para poder establecer las nuevas condiciones de operación de los
esquemas propuestos.
2.2.7. Determinar la Envolvente de Fases
Partiendo de las corriente totalmente definidas en cuanto a las condiciones de
presión y temperatura, se determinaron las envolventes de fases del gas para los
puntos de menor temperatura, para predecir la generación de condensados de
hidrocarburos y formación de hidratos, la planta a instalar debe eliminar estos
problemas.
2.2.8. Estimación de la recuperación de C3+ para cada opción.
Una vez obtenidos los resultados de estas simulaciones, se procedió a
comparar la desviación de estos con respecto a los datos más importantes de diseño
y sobre la base de esto, se seleccionó la ecuación de estado que presente menores
valores de desviación si se da el caso, con respecto a la ecuación anterior
seleccionada.
44
Se discutieron los resultados obtenidos en las simulaciones y se seleccionó la
opción con mayor recuperación de C3, se determinaron los principales parámetros
del proceso y se definió la infraestructura necesaria para implementar este esquema.
2.3. Balance de Materia y Energía
Se llevó a cabo la elaboración de los balances de materiales y energía, donde
se determinaron las características y propiedades principales de cada de cada una
de las corrientes del proceso, a las condiciones de operación normales, los fluidos en
cada etapa del proceso y al mismo tiempo se utilizó la información generada para
validar los diagramas de flujo de procesos.
En el reporte de Balance de Materia y Energía cada corriente se identifica con
una breve descripción y un número secuencial acorde con la numeración utilizada en
el Diagrama de Flujo del Proceso (DFP), y se indica: fase (líquido, sólido, vapor, gas
o mezcla de fases), condiciones de operación normales, flujos másico y/o
volumétrico globales y por componentes (en condiciones de operación normales y/o
en condiciones estándares para corrientes de vapor o gas), propiedades físico-
químicas en condiciones de operación normales, tales como densidad, viscosidad,
presión y temperatura crítica, peso molecular, entalpía otros, para el diseño de
tuberías, equipos, accesorios e instrumentación.
2.4. Lista de Equipos.
Se generó la lista de equipos en base a la información obtenida en los
balances de masa y los diagramas de flujo del proceso. En ella se sintetizan las
características más importantes de los equipos pertenecientes a los esquemas
evaluados, los cuales son reportados en un formato que también se elaboró durante
la ejecución de este proyecto.
3. Evaluación de Tecnologías y Procesos
A continuación, se describirá la metodología para realizar la Evaluación de
Tecnologías y Procesos disponibles para los procesos que conforman un sistema de
recuperación de líquidos del gas natural. Para realizar la selección de tecnología, se
45
utilizará una matriz de evaluación, la cual permitirá medir ventajas y desventajas de
cada proceso. Para la elaboración de la matriz de evaluación se seleccionaron
primero los criterios de evaluación y se le asignó a cada uno de ellos, un peso de
acuerdo a la importancia de cada criterio.
A continuación se señalan en detalle los criterios de selección que servirán de
base para la matriz de evaluación de las opciones:
3.1. Aspectos Técnicos
Tabla 3. Criterios de los Aspectos Técnicos
Criterios Clasificación
Factibilidad técnica: se refiere al cumplimiento de los
requerimientos del proceso en términos del cumplimiento
de normas, especificaciones establecidas.
Puntuación (mala): No cumple con el proceso
Puntuación (regular): Cumple con algunas
especificaciones requeridas.
Puntuación (Buena): Cumple con todas las
especificaciones pero requiere de mayor esfuerzo.
Puntuación (Excelente): Excede las
especificaciones requeridas.
Accesibilidad a la Tecnología: Se refiere a las
facilidades de obtener apoyo técnico especializado del
representante de la tecnología.
Puntuación (mala): La operación solo puede
hacerse a través del representante de la tecnología.
Puntuación (regular): Para efectuar ajustes o
reparaciones sólo lo puede hacer con la intervención
del representante de la tecnología.
Puntuación (Buena): Para efectuar ajustes o
reparaciones lo puede hacer con poca intervención
del representante de la tecnología.
Puntuación (Excelente): Para efectuar ajustes o
reparaciones no requiere la intervención del
representante de la tecnología.
Complejidad/Simplicidad: Se refiere al numero de
equipos e ínter conectividad entre ellos, si como a la
experiencia requerida y disponible para operar cada
opción.
Puntuación (mala): El proceso es altamente
complejo en número de equipos e ínter conectividad
entre ellos y requiere dos o mas equipos de los
cuales no se tiene experiencia.
Puntuación (regular): El proceso es medianamente
complejo en número de equipos e ínter conectividad
entre ellos y requiere de un equipo del cual no se
46
Criterios Clasificación
tiene experiencia.
Puntuación (Buena): El proceso es medianamente
complejo en número de equipos e ínter conectividad
entre ellos y no requiere equipo del cual no se tiene
experiencia.
Puntuación (Excelente): El proceso es de baja
complejidad en número de equipos e interconexiones
entre ellos.
Experiencia Local y Mundial: Se refiere al conocimiento
técnico de la opción en todos los ámbitos involucrados a
nivel nacional e internacional.
Puntuación (mala): Tecnología escasamente
conocida a nivel mundial.
Puntuación (regular): No se conoce a nivel
nacional.
Puntuación (Buena): Se conoce a nivel nacional
pero no está difundida.
Puntuación (Excelente): Se conoce a nivel nacional
y además está difundida.
Representación en Venezuela: Se refiere además de
oficinas y talleres en el país a la presencia del personal
especializado que facilite el contacto con las casas
matrices sin presentar gastos adicionales a PDVSA
Puntuación (mala): Cuando no se dispone a nivel
nacional de oficinas, talleres y la presencia de
personal especializado en el país. Puntuación (Regular): Cuando se dispone a nivel
nacional de oficinas y talleres, pero no de personal
especializado en el país.
Puntuación (Buena): Cuando se dispone a nivel
nacional de oficinas, talleres y poca presencia de
personal especializado en el país.
Puntuación (Excelente): Cuando se dispone a nivel
nacional de oficinas, talleres y la presencia de
personal especializado en el país.
3.2. Otros Aspectos
Tabla 4. Criterios de Otros Aspectos
Otros Aspectos Clasificación
Cantidad de Equipos: Se refiere a la cantidad de equipos necesarios para cada una de las opciones.
Puntuación (mala): La cantidad de equipos genera el mayor impacto y hace inviable el proyecto. Puntuación (Regular): La cantidad de equipos genera un alto impacto sin comprometer al proyecto. Puntuación (Buena): La cantidad de equipos genera el
47
Otros Aspectos Clasificación
un impacto aceptable. Puntuación (Excelente): La cantidad de equipos genera
el menor impacto.
Interconexiones de las Instalaciones con el Proceso Existente: Se refiere a la dificultad o simplicidad para la conexión con el proceso existente.
Puntuación (mala): Se refiere a la existencia de mayor dificultad para la conexión con el proceso existente, lo cual conlleva a aplicar procedimientos especiales (HOT-TAP) al menos en dos conexiones. Puntuación (Regular): Se refiere a la existencia de una alta dificultad para la conexión con el proceso existente, lo cual conlleva a aplicar procedimientos especiales (HOT-TAP) en una conexión. Puntuación (Buena): Se refiere a la existencia de una dificultad aceptable para la conexión con el proceso existente. No requiere aplicar procedimientos especiales (HOT-TAP). Puntuación (Excelente): Trabajos de muy baja complejidad.
Flexibilidad Operacional: Se refiere al conocimiento que tienen los operadores, para que en caso de falla puedan tomar decisiones para efectuar una acción alternativa.
Puntuación (mala): El operador no puede tomar decisiones alternas. Puntuación (Regular): Cuando la complejidad de la opción es tal que es difícil para el operador tomar decisiones alternas. Puntuación (Buena): Cuando la complejidad de la opción es aceptable y el operador puede tomar medianamente alguna decisión al respecto, para solucionar el problema a corto plazo. Puntuación (Excelente): Cuando la opción no es compleja y es fácil para el operador tomar decisiones al respecto, para solucionar el problema a largo plazo.
Requerimientos de Personal: Se refiere al requerimiento de personal especializado.
Puntuación (mala): Requiere personal especializado de alto nivel. Puntuación (Regular): Requiere personal especializado de nivel medio. Puntuación (Buena): Cuando requiere personal poco especializado. Puntuación (Excelente): Cuando no requiere personal especializado.
Afectación De La Producción: Se refiere a la manera como puede afectar los trabajos de instalación de los equipos a la continuidad operacional del sistema existente.
Puntuación (mala): La construcción origina parada de los sistemas existentes por un lapso mayor a 24 horas. Puntuación (Regular): La construcción origina parada de los sistemas existentes por un lapso de 8 a 24 horas. Puntuación (Buena): La construcción origina parada de los sistemas existentes por un lapso de 1 a 8 horas. Puntuación (Excelente): La construcción origina parada de los sistemas existentes por un lapso menor a 1 hora.
Constructibilidad: Se refiere a la facilidad o dificultad que represente la instalación de la opción seleccionada y sus efectos sobre la operación de las plantas existentes.
Puntuación (mala): Se refiere a la opción que requiera mayor dificultad para la instalación de los equipos y acarrea parada completa de la producción de las plantas existentes. Puntuación (Regular): Se refiere a la opción que requiera mayor dificultad para la instalación de los equipos y acarrea parada parcial de la producción de las plantas existentes. Puntuación (Buena): Se refiere a la opción que requiera un tiempo aceptable para la instalación de los equipos y afecta levemente la producción de las plantas existentes.
48
Otros Aspectos Clasificación
Puntuación (Excelente): Se refiere a la opción que de mayor facilidad para la instalación de los equipos y no afecta la producción de las plantas existentes.
A continuación se indica las clasificaciones establecidas y el valor de cada
una:
Tabla 5. Valor de Clasificación para los Criterios de Evaluación
DESCRIPCIÓN DE LA CLASIFICACION VALOR
Excelente 25
Bueno 15
Regular 5
Malo 0
La aplicación de los valores antes indicados permite determinar el puntaje de
cada ítem por opción y al final, se realizará la sumatoria de los puntajes por opción.
Así, la opción que resulte con un mayor puntaje total, se considerará la opción más
apropiada para el proceso considerado.
.
CAPÍTULO III.
PRESENTACIÓN Y ANÁLISIS DE RESULTADOS
1. Resultados de los Análisis del Gas de Alimentación.
En base a la información obtenida en los análisis cromatográficos, no fue
necesario realizar la descomposición de las fracciones pesadas en
pseudocomponetes, debido a que dicha composición es casi despreciable.
2. Resultados de Simulaciones de las Opciones Seleccionadas.
A continuación se describen las propuestas para extracción de líquidos que
fueron considerados para este estudio, en los cuales se refirieron los principios
generales de operación de cada sistema. Esto no incluye todos los detalles
mecánicos.
En esta se muestra la Descripción de Procesos y el Diagrama de Flujo de
Procesos, de cada opción analizada.
2.1. Descripción de la Opción No. 1.
Para la determinación de la infraestructura necesaria para procesar los
hidrocarburos del campo Costero empleando un sistema de expansión isoentálpica
con válvulas que proporcionen el efecto de Joule-Thompson, se desarrolló la
simulación en HYSYS, de acuerdo a la topología descrita en la Figura 11.
El gas de salida de la planta de deshidratación es enviado hacia el sistema de
extracción de productos GLP; de la descarga de la futura planta de deshidratación de
la PCG-C-10 cuya alimentación es la descarga de los trenes de compresión de gas
venta de las PCG C-10 y Sur.
50
Figura 11. Topología de la Simulación del Proceso de la Opción No. 1.
51
A su vez la Unidad de Recuperación de Líquidos está conformada por las
siguientes unidades:
• Unidad de Compresión. (Paquete A-1100).
• Unidad de Enfriamiento (Paquete A-1200).
• Unidad de Fraccionamiento. (Paquete A-1300).
2.1.1. Unidad de Compresión, A-1100.
De la descarga de la futura planta de deshidratación de la PCG-C-10 se
tomará el gas (gas venta de PCG-C-10 y Sur), para entrar a una etapa de
compresión adicional (K-1101) hasta una presión de descarga de 1495 lpca, con el
fin de que el proceso se lleve a cabo efectivamente, debido a la presión del gas de
salida de la corriente de salida de la planta deshidratadora que es muy baja.
Después de la compresión el gas es pasado a través de un enfriador con aire
(E-1201) hasta una temperatura de 140 ºF, para ser enviado posteriormente a la
unidad de enfriamiento.
2.1.2. Unidad de Enfriamiento, A-1200.
El gas a ventas deshidratado (1495 lpca y 140°F), entra a un proceso de
enfriamiento por expansión con válvula Joule Thomson.
En una primera etapa, el gas es pre-enfriado a través de un intercambiador
de calor tipo carcaza y tubo (E-1201) hasta 62°F, utilizando como medio de
enfriamiento la corriente de gas frío (-16°F) proveniente del Separador S-1201,
producto de la siguiente etapa de enfriamiento.
Luego, el gas se dirige a una segunda etapa, donde se logra el enfriamiento
hasta -16°F y 220 lpca, utilizando una válvula Joule Thomson (V-1201) como
mecanismo de enfriamiento El control de la temperatura de enfriamiento del gas se
efectúa variando la caída de presión de la válvula empleada.
La mezcla de líquido-gas la cual sale de la válvula J-T, entra al separador frío
S-1201, desde donde el producto líquido es alimentado a una columna
52
desetanizadora y el gas que sale por el tope del separador frío se calienta hasta
135°F, intercambiando calor con el gas de alimentación en el Pre-Enfriador E-1201.
Posteriormente se calienta hasta 170°F intercambiando calor con la corriente
de fondo de la columna desetanizadora en el Intercambiador Gas-Líquido (E-1202),
Este gas pobre se envía a una etapa de compresión donde es llevada hasta una
presión de 250 lpca, y luego se mezcla con el producto de tope de la Unidad de
Fraccionamiento y se envía al Campo Boscán y a la ciudad de Maracaibo para venta
como gas doméstico e industrial.
2.1.3. Unidad de Fraccionamiento, A-1300.
Los condensados recuperados desde la Unidad de Enfriamiento
(1595 Bbl/día) se alimentan a la Columna Desetanizadora (C-1301), generando dos
productos específicos: un gas de tope de la columna, constituido principalmente por
metano y etano (C1-C2) a 120 °F y 425 lpca, y un condensado de fondo (propano y
más pesados, C3+) a 271°F y 430 lpca.
La columna de fraccionamiento consta de 15 platos teóricos, con la
alimentación ubicada en el plato 8. La zona de rectificación (platos desde el 1 al 15)
tiene un diámetro de 18 pulgadas con un espaciamiento entre platos de 20 pulgadas,
mientras que la zona de despojamiento (platos entre 16 y 30), presenta un diámetro
de 36 pulgadas y un espaciamiento entre platos de 24 pulgadas.
La columna consta de un condensador de tope (E-1301). Este equipo es un
intercambiador tipo placas que usa propano como medio de refrigeración. El gas
proveniente del primer plato (111°F) alimenta al condensador, donde se enfría hasta
120°F y 425 lpca, produciendo una mezcla líquido-vapor que se dirige hasta el
Tambor de Reflujo (S-1301). En este recipiente se separa el gas (producto de tope),
mientras que el líquido es bombeado (Bomba de Reflujo, P-1301 ) de vuelta al tope
de la columna desetanizadora.
Este gas de tope de la columna de aproximadamente 0.72 MMpcnd está
constituido por metano y etano (C1 y C2) y se mezcla con el producto de tope del
53
separador frío luego de servir como medio de enfriamiento de los intercambiadores
E-1201 y E-1202 y se dirige hacia el cabezal de gas a ventas a una presión de 425
lpca.
Por otro lado, en el fondo de la columna se encuentra un rehervidor (E-1302)
alimentado con el líquido proveniente del último plato (245°F), y calentado hasta
271°F, el cual es retornado como líquido al fondo de la columna. Se empleará como
rehervidor un horno de fuego directo debido a la disponibilidad de gas combustible.
Por el fondo de la torre se produce un condensado (producto de fondo), cuya
composición resultante es de 80% de propano y más pesados (C3+), con un flujo de
1951 Bbl/día.
El condensado C3+ se enfría en el Intercambiador Gas-Líquido (E-1302)
desde 271°F hasta 140°F, desde donde es bombeado a la planta de fraccionamiento
de Bajo Grande de PDVSA, mediante una línea de transferencia de 3” y 48 km de
longitud. La bomba P-1302 es de desplazamiento positivo con una presión de
descarga de 520 lpca.
El condensado debe ser entregado a una presión de 364.7 lpca.
Una vez realizada la simulación y determinados los principales parámetros de
proceso se define la infraestructura necesaria para implementar este esquema de
proceso, tal como se aprecia en la Figura 12.
2.2. Descripción de Proceso de la Opción No. 2
En forma similar a lo desarrollado en el apartado anterior, se define la
topología de proceso mostrada en la Figura 13, en la cual se considera que el
enfriamiento del gas se debe a un ciclo de refrigeración externa o mecánica.
54
Figura 12. Diagrama de Flujo de Proceso de la Opción No. 1.
55
Figura 13. Topología de la Simulación del Proceso de la Opción No. 2.
56
A su vez la Unidad de Recuperación de Líquidos está conformada por las
siguientes unidades:
• Unidad de Enfriamiento (Paquete A-2100).
• Unidad de Fraccionamiento. (Paquete A-2200).
• Unidad de Refrigeración (Paquete A-2300).
2.2.1. Unidad de Enfriamiento, A-2100
El gas a ventas deshidratado (464.7 lpca y 140°F), entra a un proceso de
enfriamiento mecánico de una etapa.
En una primera etapa, el gas es pre-enfriado a través de un intercambiador
de calor tipo carcaza y tubo (E-2101) hasta 51 °F, utilizando como medio de
enfriamiento la corriente de gas frío (-12 °F) viene del Separador S-2101, producto de
la siguiente etapa de enfriamiento.
Luego, el gas se dirige a una segunda etapa donde se logra el enfriamiento
hasta -12 °F y 464.7 lpca, usando propano como medio refrigerante, en el
intercambiador (E-2102), también del tipo carcaza y tubo. El control de la
temperatura de enfriamiento del gas se efectúa variando el flujo de propano utilizado.
La mezcla de líquido-gas sale del enfriador (chiller), E-2102, entra al
separador frío S-2101, desde donde los hidrocarburos líquidos fluyen a una torre de
destilación y el gas sale por el tope del separador frío se calienta hasta 135 °F,
intercambiando calor con el gas de alimentación en el Pre-Enfriador E-2101.
Posteriormente se calienta hasta 175 °F intercambiando calor con la corriente
de fondo de la columna desetanizadora en el Intercambiador Gas-Líquido (E-2203),
Este gas pobre se mezcla con el producto de tope de la Unidad de Fraccionamiento y
se envía al Campo Boscán y a la ciudad de Maracaibo para venta como gas
doméstico e industrial.
57
2.2.2. Unidad de Fraccionamiento, A-2200
Los condensados recuperados desde la Unidad de Enfriamiento
(2305 Bbl/día) se alimentan a la Columna Desetanizadora (C-2201), generando dos
productos específicos: un gas seco de tope de la columna constituido principalmente
por metano y etano (C1-C2) a 93°F y 425 lpca, y un condensado de fondo (propano y
más pesados, C3+) a 259°F y 430 lpca.
La columna de fraccionamiento consta de 30 platos teóricos, con la
alimentación ubicada en el plato 1. La zona de rectificación (platos desde el 1 al 15)
tiene un diámetro de 20 pulgadas con un espaciamiento entre platos de 18 pulgadas,
mientras que la zona de despojamiento (platos entre 16 y 30), presenta un diámetro
de 36 pulgadas y un espaciamiento entre platos de 24 pulgadas.
La columna consta de un condensador de tope (E-2201). Este equipo es un
intercambiador tipo placas el cual utiliza propano como medio de refrigeración. El gas
proveniente del primer plato (69.2 °F) alimenta al condensador, donde se enfría hasta
60°F y 430 lpca, produciendo una mezcla líquido-vapor dirigida hasta el Tambor de
Reflujo (S-2201). En este recipiente se separa el gas (producto de tope), mientras el
líquido es bombeado (Bomba de Reflujo, P-2201 de vuelta al tope de la Columna
Desetanizadora.
El gas de tope de la columna está constituido por metano y etano
(C1 y C2). Este gas de aproximadamente 1.8 MMpcnd se mezcla con el producto de
tope del separador frío luego de servir como medio de enfriamiento de los
intercambiadores E-2101 y E-2203 y se dirige hacia el cabezal de gas a ventas a una
presión de 430 lpca.
Por otro lado, en el fondo de la columna se encuentra un rehervidor (E-2202)
alimentado con el líquido proveniente del último plato (234 °F), y calentado hasta
259 °F, el cual es retornado como líquido al fondo de la columna. Se empleará como
rehervidor un horno de fuego directo debido a la disponibilidad de gas combustible.
58
Por el fondo de la torre se produce un condensado (producto de fondo) cuya
composición resultante es de 80 % de propano y más pesados (C3+), con un flujo de
2297 Bbl/día.
El condensado C3+ se enfría en el Intercambiador Gas-Líquido (E-2203)
desde 259 °F hasta 140 °F, desde donde es bombeado a las instalaciones de
PDVSA en Bajo Grande, a través de una línea de exportación de 3” de diámetro y
48 km de longitud. La bomba P-2202 es de desplazamiento positivo con una presión
de descarga de 520 lpca.
El condensado debe ser entregado a una presión de 364.7 lpca.
2.2.3. Unidad de Refrigeración, A-2300
Para llevar a cabo el enfriamiento del gas a los niveles de temperatura
indicados, el proceso utiliza un ciclo cerrado de refrigeración mecánico, conformado
por una etapa de compresión: Compresor K-2301.
Los equipos involucrados en el proceso de refrigeración son: el evaporador
E-2102 (intercambiador común a la Unidad de Enfriamiento); el compresor
anteriormente mencionado K-2301; el condensador E-2301 y la válvula de expansión
J-T V-2301.Ver Figura 14.
Gas VentaGas Venta
260 psia187.8°F
450 psia-12°F (V-L)EnfriadorEnfriador
(E(E--
(E(E--
455 psia51°F (V)
Gas VentaGas Venta
EnfriadorEnfriador(E(E-- 2102)
(4.01 MMBTU/hr)
Enfriador (E(E-- 2301)
CompresorK- 2301
23°F (V)
CondensadorCondensador(E(E--
(1.32 MMBTU/hr)
-
260 psig
CondensadorCondensador(E(E-- 2302)
(1.32 MMBTU/hr)
-
--Vá lvula(V-- 2301)
Gas VentaGas Venta
260 psia187.8°F
450 psia-12°F (V-L)EnfriadorEnfriador
(E(E--
455 psia51°F (V)
Gas VentaGas Venta
EnfriadorEnfriador(E(E-- 2102)
(4.01 MMBTU/hr)
CompresorK- 2301
23°F (V)
CondensadorCondensador(E(E--
(1.32 MMBTU/hr)
-
260 psig
CondensadorCondensador(E(E-- 2302)
(1.32 MMBTU/hr)
-
--Vá lvula(V-- 2301)
Gas VentaGas Venta
260 psia187.8°F
450 psia-12°F (V-L)EnfriadorEnfriador
Gas VentaGas Venta
260 psia187.8°F
450 psia-12°F (V-L)EnfriadorEnfriador
(E(E--
(E(E--
455 psia51°F (V)
Gas VentaGas Venta
EnfriadorEnfriador(E(E-- 2102)
(4.01 MMBTU/hr)
Enfriador (E(E-- 2301)
CompresorK- 2301
23°F (V)
CondensadorCondensador(E(E--
(E(E--
(E(E--
455 psia51°F (V)
Gas VentaGas Venta
EnfriadorEnfriador(E(E-- 2102)
(4.01 MMBTU/hr)
Enfriador (E(E-- 2301)
CompresorK- 2301
23°F (V)
CondensadorCondensador(E(E--
(1.32 MMBTU/hr)
-
260 psig
CondensadorCondensador(E(E-- 2302)
(1.32 MMBTU/hr)
-
--Vá lvula(V-- 2301)
(1.32 MMBTU/hr)
-
260 psig
CondensadorCondensador(E(E-- 2302)
(1.32 MMBTU/hr)
-
--Vá lvula(V-- 2301)
Gas VentaGas Venta
260 psia187.8°F
450 psia-12°F (V-L)EnfriadorEnfriador
(E(E--
455 psia51°F (V)
Gas VentaGas Venta
EnfriadorEnfriador(E(E-- 2102)
(4.01 MMBTU/hr)
CompresorK- 2301
23°F (V)
CondensadorCondensador(E(E--
(1.32 MMBTU/hr)
-
260 psig
CondensadorCondensador(E(E-- 2302)
(1.32 MMBTU/hr)
-
--Vá lvula(V-- 2301)
Figura 14. Ciclo de Refrigeración con Propano
59
Por su disponibilidad, y por las condiciones de temperatura requeridas, el
refrigerante a utilizar en este caso es el propano, ya que se requieren temperaturas
de aproximadamente -16°F, y el propano puede enfriarse hasta aproximadamente
- 45 °F.
La presión del propano se reduce a través de la expansión J-T V-2301, donde
se baja la presión hasta aproximadamente la presión atmosférica (14,7 lpca) por lo
cual permite alcanzar en el chiller una temperatura alrededor de los -43.9 ºF, para
enfriar el gas rico que circula a través de la carcaza y así condensar los
hidrocarburos pesado contenidos en éste, creando caídas de presión del orden de
5 lpc para lograr la temperatura de propano requerida.
Los vapores generados en este proceso, son manejados por un compresor
centrífugo el cual permite recuperar el propano vaporizado y se encuentra acoplado a
una turbina de 4.1 MMBtu/hr de potencia.
El compresor descarga el volumen de propano comprimido a unos 260 lpca y
188 ºF hacia un condensador con agua proveniente de la unidad de deshidratación
permitiendo bajar la temperatura a unos 125ºF, condensando el propano para
continuar con el proceso de refrigeración.
De la misma manera al escenario anterior, después de desarrollar la
simulación se establece la infraestructura necesaria para la implementación de este
esquema de procesamiento de hidrocarburos, (ver Figura 15 )
2.3. Descripción de Proceso de la Opción No. 3.
Como tercer esquema de procesamiento se desarrolló, con base en
simulación de proceso, el que emplea como medio de enfriamiento de las corrientes
de hidrocarburos un sistema de turboexpansión-compresión. (ver Figura 5.22).
60
Figura 15. Diagrama de Flujo de Proceso la Opción No. 2.
61
Figura 16. Topología de la Simulación de Proceso de la Opción No. 3
62
De la descarga de la planta de deshidratación de gas, cuya alimentación es la
descarga de los trenes de compresión de gas venta de las PCG C-10 y Sur, se envía
el gas hacia el sistema de extracción de líquidos GLP..
A su vez el Sistema de Extracción de Líquidos está conformado por las
siguientes unidades:
• Unidad de Enfriamiento. (Paquete A-3100).
• Unidad de Fraccionamiento. (Paquete A-3200).
2.3.1. Unidad de Enfriamiento, A-3100
El gas a ventas deshidratado (450 lpcm y 140°F), entra a un proceso de
enfriamiento mecánico de dos etapas.
En una primera etapa, el gas es pre-enfriado a través de un intercambiador
de calor tipo carcaza y tubo (E-3101) hasta 30°F, utilizando como medio de
enfriamiento la corriente de gas frío (-75°F) la cual viene del Separador S-3102,
producto de la siguiente etapa de enfriamiento.
La mezcla de líquido-gas saliente del pre-enfriador, E-1302, entra al
separador frío S-3101, cuyos productos entran a una segunda etapa de enfriamiento.
El producto líquido se enfría hasta 15°F y 185 lpca, por medio de una válvula de
expansión y luego es alimentado al plato 10 de la columna desetanizadora y el gas
de salida del tope se enfría hasta -75°F y 80 lpca, empleando un turboexpansor
como mecanismo de enfriamiento.
Luego, este gas es alimentado a un segundo separador frío
(S-1302), desde donde los hidrocarburos líquidos se bombean a la desetanizadora y
se alimenta en el plato 9. La P-1301 tiene una presión de descarga de 425 lpca.
El gas que sale por el tope del separador frío se calienta hasta 135°F,
intercambiando calor con el gas de alimentación en el Pre-Enfriador E-3101.
Posteriormente se calienta hasta 167°F intercambiando calor con la corriente
de fondo de la columna desetanizadora en el Intercambiador Gas-Líquido (E-3102),
63
Este gas pobre se comprime en unas máquinas compresoras las cuales operan en
serie es llevado hasta una presión de 250 lpca para luego mezclarse con el producto
de tope de la Unidad de Fraccionamiento y se envía al Campo Boscán y a la ciudad
de Maracaibo para venta como gas doméstico e industrial.
2.3.2. Unidad de Fraccionamiento, A-3200
Los condensados recuperados desde la Unidad de Enfriamiento
(2079 Bbl/día) se alimentan a la Columna Desetanizadora (C-2201), generando dos
productos específicos: un gas de tope de la columna constituido principalmente por
metano y etano (C1-C2) a 97°F y 425 lpca, y un condensado de fondo (propano y más
pesados, C3+) a 265°F y 430 lpca.
La columna de fraccionamiento consta de 30 platos teóricos, con las
alimentaciones ubicadas en los platos 9 y 11. La zona de rectificación (platos desde
el 1 al 20) tiene un diámetro de 20 pulgadas con un espaciamiento entre platos de
18 pulgadas, mientras la zona de despojamiento (platos entre 19 y 20), presenta un
diámetro de 36 pulgadas y un espaciamiento entre platos de 24 pulgadas.
La columna consta de un condensador de tope (E-3201). Este equipo es un
intercambiador tipo placas el cual utiliza propano como medio de refrigeración. El gas
proveniente del primer plato (100°F) alimenta al condensador, donde se enfría hasta
97°F y 425 lpca, produciendo una mezcla líquido-vapor el cual se dirige hasta el
Tambor de Reflujo (S-3201). En este recipiente se separa el gas (producto de tope),
mientras el líquido es bombeado (Bomba de Reflujo, P-3201 ) de vuelta al tope de la
Columna Desetanizadora.
El gas de tope de la columna está constituido por 100 % metano y etano
(C1 y C2). Este gas pobre aproximadamente de 1.06 MMpcnd se mezcla con el
producto de tope del separador frío E-3102 luego de servir como medio de
enfriamiento de los intercambiadores E-3101 y E-3102 y comprimido para
posteriormente enviarlo hasta el cabezal de gas venta a una presión de 250 lpca. Se
64
empleará como rehervidor un horno de fuego directo debido a la disponibilidad de
gas combustible.
Por otro lado, en el fondo de la columna se encuentra un rehervidor (E-3202)
alimentado con el líquido proveniente del último plato (241°F), y calentado hasta
265°F, el cual es retornado como líquido al fondo de la columna.
Por el fondo de la torre se produce un condensado (producto de fondo) cuya
composición resultante es de 80% de propano y más pesados (C3+), con un flujo de
2320 Bbl/día.
El condensado C3+ se enfría en el Intercambiador Gas-Líquido (E-2203)
desde 265°F hasta 140°F, desde donde es bombeado a las instalaciones de PDVSA
en Bajo Grande, a través de una línea de exportación de 3” y 48 km de largo. La
bomba P-2202 es de desplazamiento positivo con una presión de descarga de 520
lpca.
El condensado debe ser entregado a una presión de 364.7 lpca.
En la Figura 16, se muestra el equipo necesario para la implementación de
esta alternativa de proceso.
65
Figura 17. Diagrama de Flujo de Proceso la Opción No. 3.
66
3. Características de las corrientes del proceso para cada Opción.
3.1. Características de las corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración con J-T.
La Tabla 6 y Tabla 7 muestran la composición molar y condicones de las
corrientes más importantes del proceso de refrigeración por expansión con Joule
Thomson, y las propiedades de cada fase, respectivamente.
Tabla 6. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración J-T.
Corriente Nombre 12 21 GR 16 Descripción
Gas Alimentación
Salida Unidad de Enfriamiento
A-1200 Gas residual GLP
Fase Vapor Líquido Vapor Líquido Condiciones de las Corrientes Totales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 1.000 0.0000 Temperatura °F 140.00 -14.67 119.98 271.435 Presión LPCA 464.696 425.000 425.000 435.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 14125.839 2413.453 11712.386 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -62828.821 -40884.923 -58299.307 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 18.783 39.399 33.355 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 1743.147 598.204 1347.542 Fraccion Molar por Componente
CO2 0.0117 0.0052 0.0022 0.0000
H2O 0.0001 0.0013 0.0177 0.0000
N2 0.0195 0.0006 0.0043 0.0000 Metano 0.7568 0.1075 0.3645 0.0000 Etano 0.0985 0.1145 0.3539 0.0143 Propano 0.0585 0.2451 0.1662 0.2781 i-Butano 0.0104 0.0785 0.0252 0.1008 n-Butano 0.0218 0.1905 0.0467 0.2507 i-Pentano 0.0068 0.0731 0.0087 0.1001 n-Pentano 0.0075 0.0842 0.0080 0.1160 n-Hexano 0.0056 0.0663 0.0023 0.0930 n-Heptano 0.0022 0.0262 0.0003 0.0371 n-Octano 0.0005 0.0065 0.0000 0.0091 n-Nonano 0.0000 0.0005 0.0000 0.0007
67
Tabla 7. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración J-T.
Nombre 12 21 GR 16 Descripción
Gas Alimentación
Salida Unidad de Enfriamiento
A-1200 Gas residual GLP Corriente
Fase Vapor Líquido Vapor Líquido
Propiedades de las Corrientes Totales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 1.000 0.0000 Temperatura °F 140.00 -14.67 119.98 271.435 Presión LPCA 464.696 425.000 425.000 435.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 14125.839 2413.453 11712.386 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -62828.821 -40884.923 -58299.307 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 18.783 39.399 33.355 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 1743.147 598.204 1347.542 Propiedades de la Fase Vapor Flujo Másico LB/HR 73541.416 N/A 2413.453 N/A Flujo Volumétrico de Vapor MMPCND 29.884 N/A 0.724 N/A Peso Molecular 22.413 N/A 30.346 N/A Densidad LB/PIE3 1.774 N/A 2.572 N/A Entalpía BTU/LB -1587.712 N/A -1347.305 N/A CP/CV 1.323 N/A 1.374 N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F 0.021 N/A 0.017 N/A Viscosidad CP 0.013 N/A 0.012 N/A Propiedades de la Fase Acuosa Flujo Másico LB/HR N/A 0.334 N/A N/A Flujo Volumétrico Acusoso BBL/D N/A 0.413 N/A N/A Peso Molecular N/A 18.027 N/A N/A Densidad LB/PIE3 N/A 65.272 N/A N/A Entalpía BTU/LB N/A -6901.261 N/A N/A CP/CV N/A 1.104 N/A N/A Tensión Superficial DYNE/CM N/A 80.809 N/A N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.301 N/A N/A Viscosidad CP N/A N/A N/A N/A Propiedades de la Fase Líquida Flujo Másico LB/HR N/A 14119.826 N/A 11712.386 Flujo Volumétrico de Líquido BBL/D N/A 1595.028 N/A 1951.449 Peso Molecular N/A 52.416 N/A 61.586 Densidad LB/PIE3 N/A 37.841 N/A 25.656 Entalpía BTU/LB N/A -1197.195 N/A -946.635 CP/CV N/A 1.330 N/A 1.035 Tensión Superficial DYNE/CM N/A 11.001 N/A 2.354 Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.064 N/A 0.030 Viscosidad CP N/A 0.227 N/A 0.068
68
3.2. Características de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración Mecánica.
La Tabla 8 y Tabla 9 muestran la composición molar y condicones de las
corrientes más importantes del proceso de refrigeración por expansión con Joule
Thomson, y las propiedades de cada fase, respectivamente.
Tabla 8. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración Mecánica.
Corriente Nombre 12 18 GR 16 Descripción
Gas Alimentación
Salida Unidad de Enfriamiento
A-1100 Gas residual GLP
Fase Vapor Líquido Vapor Líquido Propiedades de las Corrientes Globales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 1.000 0.000 Temperatura °F 140.00 -12.00 93.43 259.181 Presión LPCA 464.696 449.696 425.000 430.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 18855.750 5051.189 13804.561 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -56790.934 -38905.587 -57439.056 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 21.976 39.288 32.343 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 2577.318 N/A 1608.828
CO2 0.0117 0.0089 0.0196 0.0000
H2O 0.0001 0.0009 0.0020 0.0000
N2 0.0195 0.0016 0.0035 0.0000 Metano 0.7568 0.2185 0.4790 0.0000 Etano 0.0985 0.1637 0.3589 0.0000 Propano 0.0585 0.2406 0.1055 0.3539 i-Butano 0.0104 0.0608 0.0100 0.1034 n-Butano 0.0218 0.1383 0.0163 0.2406 i-Pentano 0.0068 0.0484 0.0025 0.0870 n-Pentano 0.0075 0.0549 0.0021 0.0992 n-Hexano 0.0056 0.0422 0.0005 0.0772 n-Heptano 0.0022 0.0166 0.0001 0.0305 n-Octano 0.0005 0.0041 0.0000 0.0075 n-Nonano 0.0000 0.0003 0.0000 0.0006
69
Tabla 9. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Refrigeración Mecánica.
Corriente Nombre 12 18 GR 16 Descripción
Gas Alimentación
Salida Unidad de Enfriamiento
A-1100 Gas residual GLP
Fase Vapor Líquido Vapor Líquido Propiedades de las Corrientes Globales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 1.000 0.000 Temperatura °F 140.00 -12.00 93.43 259.181 Presión LPCA 464.696 449.696 425.000 430.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 18855.750 5051.189 13804.561 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -56790.934 -38905.587 -57439.056 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 21.976 39.288 32.343 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 2577.318 N/A 1608.828 Propiedades de la Fase Vapor Flujo Másico LB/HR 73541.416 N/A 5051.189 N/A Flujo Volumétrico de Vapor MMPCND 29.884 N/A 1.767 N/A Peso Molecular 22.413 N/A 26.039 N/A Densidad LB/PIE3 1.774 N/A 2.219 N/A Entalpía BTU/LB -1587.712 N/A -38905.587 N/A CP/CV 1.323 N/A 1.389 N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F 0.021 N/A 0.017 N/A Viscosidad CP 0.013 N/A 0.012 N/A Propiedades de la Fase Acuosa Flujo Másico LB/HR N/A 6.846 N/A N/A Flujo Volumétrico Acusoso BBL/D N/A 0.449 N/A N/A Peso Molecular N/A 18.034 N/A N/A Densidad LB/PIE3 N/A 65.216 N/A N/A Entalpía BTU/LB N/A -6896.330 N/A N/A CP/CV N/A 1.088 N/A N/A Tensión Superficial DYNE/CM N/A 11.345 N/A N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.060 N/A N/A Viscosidad CP N/A 0.164 N/A N/A Propiedades de la Fase Líquida Flujo Másico LB/HR N/A 18848.904 N/A 13804.561 Flujo Volumétrico de Líquido BBL/D N/A 2304.774 N/A 2.106 Peso Molecular N/A 44.361 N/A 59.684 Densidad LB/PIE3 N/A 34.959 N/A 25.697 Entalpía BTU/LB N/A -1278.846 N/A -962.381 CP/CV N/A 1.088 N/A 1.036 Tensión Superficial DYNE/CM N/A 11.345 N/A 2.365 Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.060 N/A 0.032 Viscosidad CP N/A 0.164 N/A 0.069
70
3.3. Características de las Corrientes del Proceso de Extracción por Refrigeración con Turbo-expansión.
La Tabla 10 y Tabla 11 muestran la composición molar y condiciones de las
corrientes más importantes del proceso de refrigeración por expansión con
Turboexpansión, y las propiedades de cada fase, respectivamente.
Tabla 10. Composición Molar y Condiciones de las Corrientes del Proceso de
Extracción por Refrigeración con Turbo-Expansión.
Corriente Nombre 12 18 GR GLP Descripción
Gas Alimentación
Salida Unidad de Enfriamiento
A-1100 Gas residual
Condensado Torre
Fraccionadora Fase Vapor Líquido Vapor Líquido Propiedades de las Corrientes Totales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 0.998 0.000 Temperatura °F 140.00 -73.23 97.24 265.121 Presión LPCA 464.696 425.000 425.000 430.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 5994.995 3338.008 13885.459 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -60679.639 -40259.036 -57731.930 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 15.152 38.956 32.586 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 771.685 5562.069 1610.821 Fraccion Molar por Componente
CO2 0.0117 0.0047 0.0170 0.0000
H2O 0.0001 0.0036 0.0041 0.0000
N2 0.0195 0.0003 0.0029 0.0000 Metano 0.7568 0.0647 0.3975 0.0000 Etano 0.0985 0.1290 0.3599 0.0000 Propano 0.0585 0.3696 0.1564 0.3151 i-Butano 0.0104 0.1041 0.0173 0.1106 n-Butano 0.0218 0.2182 0.0313 0.2612 i-Pentano 0.0068 0.0476 0.0060 0.0920 n-Pentano 0.0075 0.0434 0.0056 0.1035 n-Hexano 0.0056 0.0127 0.0017 0.0785 n-Heptano 0.0022 0.0018 0.0002 0.0308 n-Octano 0.0005 0.0002 0.0000 0.0076 n-Nonano 0.0000 0.0000 0.0000 0.0006
71
Tabla 11. Propiedades de las Corrientes del Proceso de Refrigeración por Expansión J-T.
Corriente Nombre 12 18 GR GLP Descripción
Gas Alimentación
Condensado del Separador
S-3102 Gas residual
Condensado Torre
Fraccionadora Fase Vapor Líquido Mezcla Líquido Propiedades de las Corrientes Totales Fracción Fase Vapor 1.000 0.0000 0.998 0.000 Temperatura °F 140.00 -73.23 97.24 265.121 Presión LPCA 464.696 425.000 425.000 430.000 Flujo Másico LB/HR 73541.41559 5994.995 3338.008 13885.459 Entalpía Molar BTU/LBMOLE -35585.347 -60679.639 -40259.036 -57731.930 Entropia Molar BTU/LBMOLE-F 38.968 15.152 38.956 32.586 Flujo Vol Liq @ cond norm. BBL/DIA N/A 771.685 5562.069 1610.821 Propiedades de la Fase Vapor Flujo Másico LB/HR 73541.416 N/A 28.856 N/A Flujo Volumétrico de Vapor MMPCND 29.884 N/A 1.052 N/A Peso Molecular 22.413 N/A 26.039 N/A Densidad LB/PIE3 1.774 N/A 2.562 N/A Entalpía BTU/LB -1587.712 N/A -1389.874 N/A CP/CV 1.323 N/A 1.411 N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F 0.021 N/A 0.017 N/A Viscosidad CP 0.013 N/A 0.012 N/A Propiedades de la Fase Acuosa Flujo Másico LB/HR N/A 8.200 3.895 N/A Flujo Volumétrico Acusoso BBL/D N/A 0.525 0.267 N/A Peso Molecular N/A 18.048 18.019 N/A Densidad LB/PIE3 N/A 66.732 62.414 N/A Entalpía BTU/LB N/A -6956.625 -6787.923 N/A CP/CV N/A 1.068 1.153 N/A Tensión Superficial DYNE/CM N/A 86.423 70.136 N/A Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.258 0.362 N/A Viscosidad CP N/A 10.131 0.701 N/A Propiedades de la Fase Líquida Flujo Másico LB/HR N/A 5986.796 N/A 13885.459 Flujo Volumétrico de Líquido BBL/D N/A 783.078 N/A 2322.260 Peso Molecular N/A 22.921 N/A 60.409 Densidad LB/PIE3 N/A 32.680 N/A 25.559 Entalpía BTU/LB N/A -1253.883 N/A -955.677 CP/CV N/A 1.373 N/A 1.035 Tensión Superficial DYNE/CM N/A 17.662 N/A 2.280 Conductividad Térmica BTU/HR-FT-F N/A 0.073 N/A 0.031 Viscosidad CP N/A 0.286 N/A 0.068
72
4. Comparación de la Recuperación de C3+ para cada Opción.
Los productos de la planta de extracción de líquidos son la corriente de GLP
enviada a fraccionamiento (Bajo Grande) y el gas residual, enviado a la red de
transmisión y distribución para ser vendido como gas combustible. En la Tabla 12
se pueden apreciar los cambios en flujo de estos productos como efecto de variar
las condiciones de diseño de la planta.
Tabla 12. Cambios en los Flujos de Productos de la Planta.
Diseño de la Planta Opción No. 1 Opción No. 2 Opción No. 3
GLP (Bbl/día) 1951 2296 2320
Gas Venta (MMpcnd) 28.15 27.78 27.78
Recuperación de Propano, % 80 80 80
Producción de Propano, Bbl/día 315.21 655.19 710.18
En la tabla se observa en la Opción No. 3, es la más atractiva desde el
punto de vista de GLP recuperado, esto se debe a la característica principal de
este proceso, en la cual el concepto aplicado en el diseño de dividir el gas de
alimentación en dos corrientes, en la cual una porción del gas es expandido y
subenfriado a la presión de operación de la columna y suministrada a la misma, y
la parte restante del gas es también expandido pero a una presión menor
(turboexpansión), recuperando un volumen adicional de líquidos incrementando la
cantidad de los componentes hidrocarburos alimentados a la columna
desetanizadora.
En cuanto al gas venta, el menor valor se observa en la Opción No 3, sin
embargo, como este es comercializado en unidades de energía y no de volumen,
esta disminución del flujo de gas residual no afecta los ingresos por ventas.
73
5. Requerimientos Industriales de las Opciones.
Al realizar el estudio de comparación del comportamiento de la planta, se
consideraron los requerimientos de servicios industriales para cada una de las
opciones, que incluyen:
• Refrigerante (gas propano).
• Gas Natural (horno combustión).
• Potencia Hidráulica /Motor.
En cuanto a los requerimientos de potencia de los compresores se
determinó la potencia se requiere en las unidades de compresión de cada
proceso. En la Tabla 13 se muestran las comparaciones en los requerimientos de
potencia totales de los compresores de gas venta
Tabla 13. Requerimientos de Potencia.
Diseño de la Planta Opción No. 1 Opción No. 2 Opción No. 3
Compresor, HP 2439 1617 993.5
Bomba, HP 10.34 2.85 4.67
Potencia Total, (HP) 2370 905 999
Se observa que la Opción No. 1 posee el mayor requerimiento de potencia,
debido a la presencia de la mayor variación de presión (985.3 psi), el cual es
necesario para comprimir el gas desde una presión de entrada de 464.7 lpca a
1450 lpca, esto da como resultado una potencia de 2360 HP.
Para la Opción No. 2, el requerimiento de potencia se debe al compresor
del ciclo de refrigeración externa con propano, este es necesario para comprimir el
gas de 14,7 a 260 lpca, presentado una variación de presión y una potencia de
670 lpca y 902.6 HP, respectivamente.
74
La corriente de gas venta debe ser llevada hasta la presión requerida para
su distribución y venta (254.7 lpca), a través de los compresores de gas residual.
En las opciones No. 1 y 2, se tiene que no es necesario recompresión, debido a la
presión de descarga del gas residual está por encima de lo requerido
(425 lpca), la presión se obtiene a través de una válvula de expansión (V-1301).
Por otra parte en la Opción No. 3, si se requiere comprimir, debido a la
expansión realizada en la corriente líquida de alimentación de 464.7 a 180 lpca,
por lo tanto, la presión de descarga de gas venta está por debajo de la
establecida, el trabajo de recompresión es realizado por una máquina compresora
(K-3102) que opera a 716.9 HP, sin embargo, el compresor aprovecha la potencia
suministrada por el turboexpansor (K-3101), por lo tanto no hay requerimiento
adicional de potencia.
En cuanto a los cambios producidos en el sistema de refrigeración, se
determinó la variación de la energía que se debe retirar en las unidades de
enfriamiento de cada proceso.
En los enfriadores de entrada gas/gas a cada planta E-1101 (Opción No. 1),
E-2101 (Opción No. 2) y E-3101 (Opción No.3), a pesar de el flujo de gas
manejado por las tres opciones es el mismo (29.884 MMpcnd), se observa en la
Opción No. 2 se requiere retirar más energía, esto debido al flujo del gas utilizado
como medio de enfriamiento (26.01 MMpcnd), es relativamente menor al de las
otras dos opciones (27.43 y 26.732). La variación en los requerimientos
energéticos de los tres enfriadores en MMBtu/Hr se muestra en la Tabla 14
Tabla 14. Requerimientos Energéticos del Sistema de Refrigeración.
Diseño de la Planta Opción No. 1 Opción No. 2 Opción No. 3
Enfriador Gas/Gas, MMBtu/Hr 4.56 4.42 5.74
Enfriador Generación de Líquidos, MMBtu/Hr N/A 4.1 N/A
Condensador de la Columna, MMBtu/Hr 0.015 0.012 0.023
75
Diseño de la Planta Opción No. 1 Opción No. 2 Opción No. 3
Enfriador Gas/Líquido, MMBtu/Hr 1.13 1.21 1.28
Energía Total Requerida, MMBtu/Hr 5.28 9.74 7.04
Para la Opción No. 2 se encuentra el enfriador de la sección de generación
de líquidos (E-2102), cuyo objetivo es condensar los hidrocarburos más pesados
del gas, para ello se necesita una cantidad de energía a retirar y lograr la
temperatura de salida especificada para condensar el fluido (-12ºF), este enfriador
requiere una cantidad de energía adicional en comparación con las otras dos
opciones. Asimismo, se tiene el enfriador de la refrigeración externa con propano
donde el control de la temperatura de enfriamiento del gas se efectúa variando el
flujo de propano, en este caso la variación de temperatura establecida por el
propano es de 125ºF.
En cuanto al condensador de la Columna Desetanizadora, el parámetro que
se mantiene constante es el recobro (80%) y la calidad del producto en la
columna, ya que estas variables dependen de la energía retirada en el
condensador de tope.
Como el volumen de gas alimentado a la columna desetanizadora en la
Opción No. 3 es mayoren consecuencia la cantidad de energía retirada aumentó
en forma considerable.
Por último, en el enfriador gas/líquido del producto condensado de la columna
desetanizadora de la Opción No. 3, se observa un incremento de la energía
necesaria a retirar para lograr el mismo recobro y calidad de producto en la columna
en cuestión, con respecto a las otras opciones. Esta energía extra demandada por
este enfriador, está directamente relacionado con la cantidad de condensado, este
flujo es de 2320 Bbl/día, en comparación con opciones No. 1 y No. 3, del orden de
2296 y 1951 Bbl/día, respectivamente.
En cuanto a la eficiencia de enfriado del gas, el mejor caso se presentó con la
Opción No. 2 de Refrigeración Mecánica, donde se recuperaron 2305.2 Bbl/día de
76
condensado, en comparación con las otras dos opciones, de las cuales en la
Opción No. 3 logró recuperar 345 Bbl/día de líquido adicionales con respecto a la
Opción No. 1. Dicha opción utiliza para su ciclo de refrigeración un flujo de 10.91
MMpcnd de propano.
En la Tabla 15 se muestran los requerimientos del sistema de
calentamiento en MMBtu/Hr
Tabla 15. Requerimientos Energéticos del Sistema de Calentamiento.
Diseño de la Planta Opción No. 1 Opción No. 2 Opción No. 3
Rehervidor de la Columna Desetanizadora, MMBtu/Hr 2.28 3.24 3.03
Energía Total Requerida, MMBtu/Hr 2.28 3.24 3.03
Por su parte en el rehervidor de la Columna Desetanizadora perteneciente
al diseño de la Opción No. 1, se necesita suministrar una menor cantidad de
energía al calentar el gas residual, debido a que está directamente influenciado
por el volumen de gas condensado descargado por la columna (2102 Bbl/día).
Por último se estudiaron los cambios en los procesos de expansión, se
tiene para la Opción No. 1, ocurre una vaporización en la válvula J-T hasta una
fracción de vapor de 0.91; esta mezcla es rica en componentes livianos obtenidos
a una temperatura de -16ºF y con una caída de presión de 1270 lpc.
Por su parte en la opción No. 3, se produce una caída de presión en la
corriente enviada al expansor de 385 lpc, este efecto disminuye la fracción
condensada de gas, porque ésta corriente es rica en componentes livianos
(principalmente metano y un poco de etano y dióxido de carbono), obteniéndose
una fracción de vapor de 0.95 y una temperatura -79ºF. Por otra parte, en la
válvula J.T colocada en el producto líquido del Separador Frío se presenta un
comportamiento similar pero en este caso la mezcla líquida vaporizada
parcialmente en la expansión (39.7 lpc); es una mezcla de hidrocarburos rica en
componentes pesados, y por ello, la corriente tiende a vaporizarse menos,
alcanzando una fracción de vapor de 0.02 y una temperatura de 29ºF.
77
6. Evaluación Tecnológica.
Como resumen de la evaluación de las tres opciones consideradas en este
estudio, se presenta la Tabla 16, donde se estableció que técnicamente la opción
que presenta mayores ventajas es la de procesamiento de los hidrocarburos
mediante refrigeración mecánica.
Tabla 16. Selección de Tecnologías y Procesos
OPCION No. 1ASPECTOS EVALUADOS
Factibilidad Técnica 5 Accesibilidad a la Tecnología 15 Complejidad/Simplicidad 5 Experiencia Local y Mundial 25 Representación en Venezuela 25 Cantidad de Equipos 5 Interconexión con Facilidades Existentes 15 Flexibilidad Operacional 5 Requerimientos de Personal 5 Tiempo de Construcción 5 Espacio Requerido 15 Afectación de la Producción 15 Constructibilidad 5
36.47 235235 155155
OPCION No. 2 OPCION No. 3
25 15 15 25 25 25 15 15 15 15 15 15 15
225225
25 5.882 15 3.529 15 3.529 25 5.882 25 5.882 15 3.529 15 3.529 15 3.529 15 3.529 15 3.529 15 3.529 15 3.529 15 3.529
52.94
CRITERIOS DE EVALUACIÓN PTOS % PTOS % PTOS %
5.882 3.529 3.529 5.882 5.882 3.529 3.529 3.529 3.529 3.529 3.529 3.529 3.529
55.29
1.176 3.529 1.176 5.882 5.882 1.176 3.529 2.353 1.176 1.176 3.529 3.529 1.176
En la evaluación se observa la opción más desfavorecida es la No. 3, seguida
de la No. 2.
En cuanto a la Factibilidad Técnica para la Opción No. 3 se observa presenta
una calificación muy baja, esto se explica debido al bajo flujo de gas y las altas
fluctuaciones del flujo de este mismo a nivel del campo (La Concepción), por ello se
generarían graves problemas para mantener la planta operativa.
Adicionalmente, esta misma opción es la más compleja y requiere del mayor
número de equipos.
Por otro lado, la Opción No. 2 (Expansión con J-T), requiere compresión
adicional, tanto aguas arriba como aguas debajo de las unidades de refrigeración y
78
mantenimiento, por lo cual supera abiertamente las otras dos opciones en los
requerimientos de potencia.
CONCLUSIONES
Se evaluó el sistema para un flujo máximo de 30 MMPCND, de esta manera
en base a los resultados obtenidos, se derivan las siguientes conclusiones:
1. El proceso de refrigeración mas eficiente es el de refrigeración mecánica,
con una cantidad de recuperación de condensados del orden de
2296 Bbl/día.
2. El proceso de Refrigeración por Joule Thomson requiere compresión
adicional tanta en la corriente de alimentación como la de gas pobre
(recompresión). La puesta en marcha de la Planta de extracción de
líquidos bajo el modo de refrigeración por Expansión J-T, va a traer como
consecuencia una corriente de producto GLP del orden de los 1951
Bbl/día
3. El proceso de Extracción por Refrigeración Mecánica demandará energía
extra, sin embargo, existe capacidad para suplirla, adicionalmente el
sistema de recompresión de gas residual no es necesario. La puesta en
marcha de la Planta de extracción de líquidos bajo el modo de
refrigeración mecánica, va a generar una corriente de producto GLP del
orden de los 2296 Bbl/día.
4. El proceso de Extracción por Refrigeración con Turboexpansión, exige de
mayor complejidad en los equipos y procesos, además es la opción que
posee mayor número de equipos, aspectos influencian directamente la
constructibilidad y tiempo de construcción. La puesta en marcha de la
Planta de extracción de líquidos bajo el modo de refrigeración por
expansión con Turbina, va a traer como consecuencia una corriente de
producto GLP del orden de los 2322 Bbl/día.
RECOMENDACIONES
• Técnicamente se recomienda el uso del proceso de refrigeración
mecánica para la implementación de la planta de extracción de líquidos,
debido a su alta eficiencia, bajos requerimientos de energía y servicios
adicionales, por su factibilidad técnica y alta recuperación de GLP muy
rico en propano (35%)
• Se recomienda realizar un estudio de confiabilidad y disponibilidad de los
diferentes procesos a fin de determinar cual ofrece los mayores
beneficios técnicos y económicos.
• Para cada una de las opciones estudiadas se recomienda evaluar la
posibilidad de recobro de C5+ por medio de una columna de
estabilización adicional.
• Estudiar la posibilidad de generación de hidratos en el proceso para
determinar los valores críticos que pudieran afectar el funcionamiento de
la planta, y asimismo definir el sistema para la eliminación y/o reducción
de hidratos. Se recomienda evaluar las opciones de tamiz molecular e,
inyección de dietilénglicol y metanol.
• Estudiar el efecto ocasionado por la presencia de CO2 en el último plato
de la columna desetanizadora, determinar la concentración de CO2 y
definir sistemas de eliminación del mismo en caso de presentar graves
problemas que impidan el normal desenvolvimiento de la columna.
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Vol. 17, N° 1. Páginas. 97 - 103
ANEXOS
ANEXO 1
Análisis Cromatográficos de las Estaciones
PETROBRAS ENERGIALA CONCEPCION EF C-10
DESCARGA DE LOS COMPRESORES
Composición de Gas Venta( Por Técnica de Cromatografía. )
DensComponente % Mol GPM PM Liq
(gm/cc)Condiciones de Muestreo
Sulfuro de Hidrogeno 0.0000 Dioxido de Carbono 1.3175 44.010 ,8172 200 lpcm Nitrogeno 2.2122 28.013 ,8086 97 °F Metano 77.6478 16.043 ,2997 Etano 8.7575 2,337 30.070 ,3558 Propano 5.0600 1,391 44.097 ,5065 iso-Butano 0.9492 ,310 58.123 ,5623 n-Butano 1.9392 ,610 58.123 ,5834 Caracateristicas de la Muestra iso-Pentano 0.6239 ,228 72.150 ,6241 This is Core Lab sample number 1626 n-Pentano 0.6929 ,250 72.150 ,6305 Hexanos 0.5329 ,206 84.000 ,6850 Presión Critica (lpca) ................................ 661,1 Heptanos 0.2131 ,089 96.000 ,7220 Temperatura Critica (°R) ........................... 401,0 Octanos 0.0511 ,023 107.00 ,7450 Nonanos más 0.0027 ,001 121.00 ,7640 Peso Molecular Promedio 21,86
Gravedad Calculada del Gas (aire = 1.000 0,755
Gas Gravity Factor, Fg ............................................... 1,1510
Super Compressibility Factor, Fpv at sampling conditions ............................ 1,0185
Totals ........... 100,00 5,445 Gas Z-Factor at sampling conditions * .......................... 0.964
a 14.7 lpca y 60 °FPropiedades de las Fracciones Pesadas
Valor calorifico BrutoDens (BTU/pcn de Gas Seco ) ........................ 1254
Componentes % Mol PM Liq Gravedad(gm/cc) API Valor calorifico Neto
(BTU/pcn de Gas Seco ) ........................ 1138 Heptanos más 0.2669 98.4 0,727 62,9
GPM (C2+)................................................ 5,445
GPM (C3+)................................................ 3,108
Viscosidad del Gas (cps)........................... 0,0111
* From: Standing, M.B., "Volumetric and Phase Behavior of Oil Field Hydrocarbon Systems", SPE (Dallas),1977, 8th Edition, Appendix II.
Fecha de Muestreo: 15/07/03RFL 03088
ANEXO 2
Resultado de Estudio de Situación Actual
RES
ULT
AD
O D
E ES
TUD
IO D
E SI
TUA
CIÓ
N A
CTU
AL
1 Ahmed, T.: “Hydrocarbon Phase Behavior”. Volumen 7. Series editor:
George V. Chillingar, University of Southern California. Gulf Publishing Company.
1989. 424 páginas.
2 Martínez, M.: “Ingeniería de Gas Principios y Aplicaciones, Endulzamiento
del Gas Natural”. Ingenieros Consultores, Maracaibo, 1995. 340 páginas.
3 Katz, D.: “Handbook of Natural Gas Engineering”. Editado por McGraw Hill
Company. 1959. 802 páginas.
4 Lopez, Z.: “Evaluación del Sistema de Refrigeración de la Planta de
Fraccionamiento Bajo Grande”. Tesis de Grado, Postgrado de Ingeniería de Gas,
Facultad de Ingeniería, Universidad del Zulia. 2002. 60 páginas.
5 Campbell, J.: “Gas Conditioning and Processing”. Volumen 2:
The Equipment Modules. Campbell Petroleum Series. Norman, Oklahoma. 1994.
444 páginas.
6 Gas Processors Suppliers Association. “Engineering Data Book”. Editado
por GPSA. Vol II. 1984.
7 Treybal, R. “Operaciones de Transferencia de masa”. Segunda edición.
McGraw Hill Company. 1996. 858 páginas.
8 Gas Processors Suppliers Association. “Engineering Data Book”. Editado por
GPSA. Volumen I. 1984
9 Perry, R.. “Manual del Ingeniero Químico”. Editado por McGraw Hill
Company. Tomo V. Sección 18: Sistemas Líquido – Gas.1996. 97 páginas.