Issuu on Google+

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 normales 1 . 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: VCN =

(1) * R * TCN PCN

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:

3.1.

Expansión isentálpica (efecto Joule-Thomson).

Refrigeración externa (ciclo de propano)

Expansión con turbina.

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: ⎛ ∂T ⎞ μ JT = ⎜ ⎟ ⎝ ∂P ⎠ h

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”. ⎛ ∂T ⎞ ⎜ ⎟ es negativo ⎝ ∂P ⎠ H

T

⎛ ∂T ⎞ ⎜ ⎟ es positivo ⎝ ∂P ⎠ H

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. C COMPRESOR

D EVAPORADOR

B

VALVULA DE EXPANSION CONDENSADOR A

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: ( x )hLB + (1 − x )h VB = hLA x=

(h VB − hLA ) (h VB − hLB )

(1 − x ) =

(hLA − hLB ) (h VB − hLB )

Ec. 3

Ec. 4

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: m=

Q ref (h VB − h LA )

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: W=

Wi m(h' VD −h VB ) = = m(h VD − h VB ) ηi ηi

Ec. 9

La entalpía a la descarga está dada por: h VD =

(h' VD −h VB ) + h VB ηi

Ec. 10

El trabajo de compresión también puede expresarse como:

GHP =

W 2544.4

donde 2544.4 BTU/ hr = 1 hp.

Ec. 11


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. Etapa Simple de Enfriamiento Gas de Alimentación 80 °F Gas Residual 70 °F

-35 °F

REFRIGERACIÓN CON PROPANO @ - 40 °F 35 MMBtu/HR

LÍQUIDO A FRACCIONAMIENTO

Temperatura, |F

Curvas de Enfriamiento y Calentamiento

80 70

35 MMBtu/hr

-35 °F Refrigerasnte @ -40 °F

Carga Calorífica, MMBtu/hr

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 interetapa. 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 autorefrigeración, 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

1

2

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:

(ΔHREAL ) = η * (ΔH)IDEAL

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 =

( S .F .)( ρV )(3980) γ 0.869 ρ L − ρV

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:

Eficiencia Global =

Platos Teórico Platos Reales

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).

• 4.3.

Relación entre el destilado total y el residuo total. 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 C10 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. La Paz Tramo a Completar Actividad fuera del alcance de este proyecto

Pozo C-306

10” x 11 Km

6” x 19 Km

EF C-10

Gas Lift

6” x 4 Km

EF C-2

TEG PRL

PCG C-10

Tramo a Recuperar 6” x 10 Km

EF C-9

16” x 1.5 Km

8” Gas Lift

6” x 2.3 Km

8” x 1.5 Km

El Loop

El Tabaco EF Sur

Leyenda: Líneas de Recolección (Gas con Agua)

PCG Sur

Líneas de Distribución (Gas Seco) Gasoducto de Transferencia

Campo Boscán

16” (PDVSA)

Maracaibo

PRL

Planta recuperadora de líquidos (Nueva)

TEG

Unidad de Deshidratación Compresor de Gas Lift Compresor de Transferencia Estación de Flujo Múltiple de Distribución de Gas

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.

• 5.5.

Opción 3: Proceso de Extracción por Expansión con turbina.

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

PEQUIVEN E-505

V-302

GLP

C-301 E-301 A/B P-301 A/B E-303

S-501 V-332 V-314 A/B

V-301

E-305/E-306

E-302

V-303

M-301 A/B

P-511A/B/C/D V-324

MERCADO INTERNO

E-504

P-313 A/B/C V-325

Figura 10. Proceso de Separaci贸n de Propano en Bajo Grande.


Ejemplo6 mteorico postgrado diseã±o de una planta de extraccion de glp