Descripción General del Complejo Criogénico de …33:02Z-479… · 2.2.5.2 GLP Gas Licuado de...
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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS UTILIZACIÓN DE UN ABSORBEDOR EN LA PLANTA DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DE SANTA BÁRBARA PARA EL INCREMENTO DE LA PRODUCCIÓN DE PROPANO Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de: MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS Autor: Ing. Alejandra C. Blanco R. Tutor: Ing. Jorge Barrientos Co-tutor: Ing. Charles Gutiérrez Maracaibo, junio de 2012
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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
UTILIZACIÓN DE UN ABSORBEDOR EN LA PLANTA DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DE SANTA BÁRBARA PARA EL INCREMENTO DE LA PRODUCCIÓN
DE PROPANO
Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia
para optar al Grado Académico de:
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: Ing. Alejandra C. Blanco R. Tutor: Ing. Jorge Barrientos
Co-tutor: Ing. Charles Gutiérrez
Maracaibo, junio de 2012
Alejandra C. Blanco R. Utilización de un absorbedor en la planta de extracción de líquidos de Santa Bárbara para el incremento de la producción de propano (2012) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 135p. Tutor: Prof. Jorge Barrientos, Co-tutor: Prof. Charles Gutiérrez
RESUMEN
Debido al aumento de la demanda de propano a partir de 1960, se hizo imprescindible recupera los líquidos inmersos en el gas natural, principalmente en gases que contiene más de 50% de etano, dióxido de carbono, metano y componentes más livianos. Varios procesos se han diseñado anteriormente para la recuperación de Gas Natural Licuado (LGN), tales como Absorción por aceite, Absorción refrigerada de aceite, y Procesos criogénicos por nombrar algunos. Los procesos de recuperación también utilizan Turboexpansor para reciclar residuos de las corrientes que son capaces de obtener altas recuperaciones de propano, tales procesos, aunque impresionantes alcanzan altas recuperaciones y consumen relativamente grandes cantidades de energía debido a sus requisitos de compresión. El propósito de esta investigación es la utilización de un absorbedor en la Planta de Extracción de Líquidos de Santa Bárbara para el incremento de la producción de propano. La investigación fue del tipo descriptiva, el diseño es documental y se utilizaron como técnicas e instrumentos de recolección de datos, la revisión documental y el instrumento empleado para el análisis e interpretación de datos, se basó en el uso de simulador Simsci PROII 8.1®, y Excel 2002. La descripción del procedimiento está conformada por 4 fases de estudio, los cuales contempla el estudio de las características y fluidos de la Planta de Extracción de líquidos de Santa Bárbara, simularla con la adición del absorbedor para luego realizar una comparación entre ambas. Los análisis de resultados arrojan un porcentaje de recuperación mayor en comparación con la planta convencional, ya que proporciona corrientes de reflujo mejoradas que están sustancialmente libres de productos indeseados, además de proveer un consumo de energía más bajo comparado con otros procesos de extracción, disminuyendo los costos de operación. Palabras Clave: Absorción, LGN, Absorbedor, procesos criogénicos, turboexpansor. E-mail del autor: [email protected]
Alejandra C. Blanco R. Use of an absorber in Santa Barbara Liquids Extraction Plant for increment of propane production (2012). Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. Division de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 135p. Tutor: Prof. Jorge Barrientos, Co-tutor: Prof. Charles Gutierrez.
ABSTRACT
Due to increased propane demand from 1960, was necessary to recover the liquids involved in natural gas, mainly in gases containing more than 50% of ethane, carbon dioxide, methane and lighter components. Several processes have been designed previously for the recovery of Liquefied Natural Gas (LNG), such as oil-absorption, refrigerated oil absorption and cryogenic processes to name a few. The recovery process is also used turboexpander to recycle stream residues in which are able to obtain high recoveries of propane and achieve high recoveries; however, consume relatively large amounts of energy due to their compression requirements. The purpose of this research is the utilization of an absorber in Santa Barbara Liquid Extraction Plant for the increment of propane production. The research was descriptive, the design is documented and used as tools and techniques of data collection, documental review and the instrument used for the analysis and interpretation of data were based on the use of simulator SimSci PROII 8.1 ®, and Excel 2002. The description of the procedure consists of 4 distinct phases, which includes the study of the characteristics of the fluids and Liquids Extraction Plant in Santa Barbara, simulated with the addition of the absorber to make a comparison between the two. The results analysis show a higher recovery rate compared to the conventional plant, providing enhanced reflux streams that are substantially free of unwanted products, while providing lower power consumption compared to other extraction processes, reducing operational costs. Keywords: Absorption, NGL absorber, cryogenic processes, turboexpander. Author’s e-mail: [email protected]
DEDICATORIA
A mi mamá, ejemplo de fuerza, constancia y optimismo.
A mi esposo Jose Molina, por su disposición y apoyo en todo momento.
A mi hermano Emmanuel, por ser el mejor hermano que dios me pudo dar.
AGRADECIMIENTOS
Primero que todo a Dios porque ha sido bueno con su hija que lo ama. Su
Bondad me alcanzó, su amor me rescató, su gracia me salvo, bueno es Dios. Por eso
cantaré y siempre alabaré y nunca olvidaré, que bueno es Dios.
A mis padres por sus enseñanzas educación y amor. Especialmente a mi madre
porque es una maquina de perseverancia que no para y todo lo que soy hoy en día, se
lo debo a ella.
A José Molina, por ser el esposo más maravilloso del mundo que dios coloco en
mi camino. Por sus trasnochos, ayuda incondicional y paciencia durante este recorrido
que sirvió como base fundamental para obtener tan preciada meta.
A mi hermano Emmanuel por estar siempre conmigo en las buenas y en las
malas, por ser el único que se ríe de todos mis chistes malos.
A la Universidad del Zulia, por brindarme la oportunidad de adquirir
conocimientos y crecer profesionalmente.
A los profesores de la División de Postgrado de Ingeniería de la Universidad del
Zulia, en especial al Profesor Jorge Barrientos por depositar su confianza en mí y al
Profesor Ignacio Romero por sus asesorías y los conocimientos brindados.
A todos aquellos que de alguna u otra forma contribuyeron en la realización de
este nuevo logro, a ustedes gracias.
TABLA DE CONTENIDO
Página
RESUMEN ..................................................................................................... 2
ABSTRACT .................................................................................................... 3
DEDICATORIA ............................................................................................... 4
AGRADECIMIENTOS .................................................................................... 5
TABLA DE CONTENIDO................................................................................ 6
LISTA DE TABLAS ......................................................................................... 9
LISTA DE FIGURAS .................................................................................... 12
CAPITULO I ................................................................................................. 17
EL PROBLEMA ............................................................................................ 17
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema ........................................... 17
1.2 Justificación y Delimitación de la Investigación ...................................... 18
1.3 Objetivos ................................................................................................ 18
1.3.1 Objetivo General............................................................................ 18
1.3.2 Objetivos Específicos .................................................................... 18
1.4 Alcance .................................................................................................. 19
CAPITULO II ................................................................................................ 20
MARCO TEÓRICO ....................................................................................... 20
2.1 Antecedentes ......................................................................................... 20
2.2 Bases Teoricas ...................................................................................... 22
2.2.1 Gas Natural ..................................................................................... 22
2.2.1.1 Componentes del Gas Natural .................................................. 22
2.2.1.2 Importancia del Gas Natural ...................................................... 24
2.2.1.3 Clasificacion del Gas Natural .................................................... 24
2.2.1.4 Propiedades y Comportamiento del Gas Natural ...................... 25
2.2.1.5 Contaminantes del Gas Natural ................................................ 26
2.2.1.6 Utilidad del Gas Natural ... ......................................................... 26
2.2.1.7 Subproductos del Gas Natural .................................................. 29
2.2.2 Procesos de Extraccion de Liquido ................................................. 31
2.2.2.1 Definicion ................................................................................... 31
2.2.2.2 Evolucion de los Procesos de Extraccion de Liquido ................ 33
2.2.2.3 GSP (Proceso de gas subenfriado) ......................................... 37
2.2.2.3.1 Descripcion del Proceso ..................................................... 37
2.2.2.3.2 Ventajas del Proceso ........................................................... 39
2.2.2.4 Proceso CRR (Recirculacion enfriada de residuo) ................... 39
2.2.2.4.1 Descripcion del Proceso ..................................................... 39
2.2.2.4.2 Ventajas del Proceso ........................................................... 41
2.2.2.5 Proceso SDR (Corriente Lateral de Reflujo) ............................. 41
2.2.2.5.1 Descripcion del Proceso ..................................................... 41
2.2.2.5.2 Ventajas del Proceso ........................................................... 43
2.2.2.6 Proceso WRR (Recirculacion de Residuo Caliente)………. ..... 43
2.2.2.6.1 Descripcion del Proceso .................................................... 43
2.2.2.7 LRP (Proceso de Reflujo Pobre) ............................................ 43
2.2.2.7.1 Descripcion del Proceso ..................................................... 43
2.2.2.7.2 Ventajas del Proceso .......................................................... 45
2.2.3 Planta de Extraccion de Liquido de Santa Barbara ........................ 45
2.2.4 El Absorbedor .................................................................................. 49
2.2.4.1 Definicion de Absorcion ............................................................ 49
2.2.4.2 Nomenclatura ........................................................................... 51
2.2.4.3 Ecuaciones Basicas ................................................................. 53
2.2.4.4 Aproximacion Kremser Brown ................................................. 55
2.2.5 Utilizacion de los Liquidos del Gas Natural ..................................... 58
2.2.5.1 LGN como fuente de energia/combustibles .............................. 59
2.2.5.2 GLP Gas Licuado de Petroleo .................................................. 59
2.2.5.2.1 GLP Domestico .................................................................. 61
2.2.5.2.2 GLP Comercial/Industrial .................................................... 61
2.2.5.2.3 GLP Automotores ............................................................... 61
2.2.5.3 El Gas Natural para Vehiculos (GNV) ....................................... 61
CAPITULO III ............................................................................................... 63
MARCO METODOLÓGICO ......................................................................... 63
3.1 Tipo de Investigación ............................................................................. 63
3.2 Diseño de la Investigación ..................................................................... 64
3.3 Tecnica e Instrumentos de Recolección de Datos ................................. 64
3.4 Tecnicas de analisis de datos ................................................................ 65
3.5 Descripcion del Procedimiento ............................................................. 65
CAPITULO IV ............................................................................................... 69
RESULTADOS Y DISCUSION .................................................................... 69
CONCLUSIONES ....................................................................................... 129
RECOMENDACIONES .............................................................................. 130
BIBLIOGRAFÍA .......................................................................................... 131
APENDICE ................................................................................................. 133
LISTA DE TABLAS
Tabla
Página
1 Variables a utilizar en el Optimizador.……………………………… 67
2 Costos de variables consideradas para el análisis economico
preliminar………………………………………………………….…... 68
3 Composicion de la alimentacion al salir de la zona de
deshidratacion…………………………………………………………
69
4 Composicion, recuperacion y flujo de la corriente de tope de la
columna de extraccion……………………………………………….. 88
5 Composicion, recuperacion y flujo de la composicion de fondo
de la columna de extraccion………………………………………… 89
6 Composicion, recuperacion y flujo de la corriente de tope de la
columna de fraccionamiento………………………………………… 93
7 Composicion, recuperacion y flujo de la corriente de fondo de la
columna de fraccionamiento………………………………………… 97
8 Composición y recuperación de la alimentación y los Productos
de la planta……………………………………………………………. 99
9 Gastos energéticos de los diferentes equipos de la planta……… 100
10 Variables, valor predeterminado y rango de variación para la
optimización…………………………………………………………… 105
11 Resultados de las Variables y Recuperación de Propano en la
optimización…………………………………………………………… 106
12 Resultados de Calores, Relaciones de Vaporización y Reflujo en
las columnas de Extracción y Fraccionamiento durante la
optimización……………………………………………………………
107
13 Composición, Recuperación y Flujo de la Corriente de tope de la
Columna de Extracción………………………………………………. 113
14 Composición, Recuperación y Flujo de la Corriente de fondo de
la Columna de Extracción…………………………………………… 115
15 Composición, Recuperación y Flujo de la Corriente de fondo de
la Columna de Fraccionamiento……………………………………. 116
16 Composición, Recuperación y Flujo de la Corriente de tope de la
Columna de Fraccionamiento……………………………………….. 118
17 Composición y recuperación de la alimentación y los Productos
de la planta con el absorbedor……………………………………… 123
18 Gastos energéticos de los diferentes equipos de la planta con el
absorbedor…………………………………………………………….. 123
19 Comparación de la Recuperación de Líquidos del gas natural
para ambas simulaciones…………………………………………… 127
20 Comparación de los gastos energéticos para ambas
simulaciones…………………………………………………………... 127
21 Resultados del dimensionamiento y costo estimado del
absorbedor…………………………………………………………….. 128
22 Análisis económico preliminar de la modificación propuesta……. 128
23 Curvas y diámetros de la figura de costos………………………… 133
24 Factores de corrección de presión…………………………………. 133
25 Factores de corrección del material………………………………… 134
26 Costos de Instalación del Absorbedor……………………………… 135
LISTA DE FIGURAS
Figura
Página
1 Denominacion de los Hidrocarburos………………………………. 23
2 Principales componentes de una muestra de Gas Natural........... 23
3 Ubicación geografica de las plantas de procesamiento de gas
en Venezuela………………………………………………………….
32
4 Desarrollo historico del procesamiento del gas en Venezuela….. 35
5 Procesos de Gas Natural y LGN……………………………………. 36
6 Diagrama de Flujo GSP……………………………………………… 38
7 Diagrama de Flujo Proceso de recirculación enfriada……………. 40
8 Diagrama de Flujo Proceso Corriente Lateral de Reflujo………... 42
9 Diagrama de flujo Proceso de Reflujo Pobre……………………... 45
10 Ubicación Geográfica de la Planta de Extracción de Liquido de
Santa Bárbara…………………………………………………………
46
11 Fuentes de Suministros de la Planta de Extracción de Santa
Bárbara…………………………………………………………………
47
12 Diagrama de Flujo de Proceso de la Planta de Extracción de
Santa Bárbara…………………………………………………………
48
13 Diagrama Absorbedor-Separador…………………………………... 49
14 Vista Esquemática y Nomenclatura de un Absorbedor de Aceite
Pobre…………………………………………………………………...
52
15 Relación entre el factor de Absorción, Número de Platos
teóricos y la Fracción Absorbida para cada componente………...
57
16 Uso de los Componentes del Gas Natural………………………… 62
17 Diagrama de Flujo de la sección estudiada de la Planta………… 70
18 Simulación de la Planta de Extracción de Líquidos de Santa
Bárbara…………………………………………………………………
74
19
Diagrama de Fases de la Corriente de Alimentación con los
métodos termodinámicos Soave-Redlich-Kwong y Peng-
Robinson……………………………………………………………….
76
20 Diagrama de Fases de la división inferior de la Alimentación…… 78
21 Diagrama de Fases de la división superior de la Alimentación…. 80
22 Diagrama de Fases del primer mezclado y Refrigeración
Mecánica……………………………………………………………….
81
23 Diagrama de Fases del Separador Horizontal…………………….. 83
24 Diagrama de Fases de la Corriente Liquida producto del
Separador Horizontal…………………………………………………
85
25 Diagrama de Fases de la Corriente de vapor producto del
Separador Horizontal…………………………………………………
87
26 Diagrama de Fases de la corriente de tope de la columna de
Extracción……………………………………………………………...
90
27 Diagrama de Fases de la corriente de fondo de la columna de
Extracción……………………………………………………………..
92
28 Diagrama de Fases de la corriente de tope de la columna de
Fraccionamiento………………………………………………………
94
29 Diagrama de Fases del segundo mezclado, compresión y
producto gaseoso……………………………………………………..
96
30 Diagrama de Fases de la corriente de fondo de la columna de
fraccionamiento y de la corriente liquida producto de la planta…
98
31 Diagrama calor contra temperatura para el intercambiador
criogénico………………………………………………………………
101
32 Diagrama calor contra temperatura para los rehervidores
laterales……………………………………………………………….
102
33 Simulación modificada de la Planta de Extracción de Líquidos e
Santa Bárbara mediante la adición de un absorbedor……………
104
34 Diagrama de Fases de las corrientes en el absorbedor…………. 108
35 Diagrama de Fases del producto de fondo del absorbedor……… 110
36 Diagrama de Fases del producto de tope del absorbedor……….. 111
37 Diagrama de Fases del producto de tope de la columna de
Extracción……………………………………………………………..
112
38 Diagrama de Fases del producto de fondo de la Columna de
Extracción……………………………………………………………...
114
39
Diagrama de Fases de la corriente de fondo de la columna de
fraccionamiento y de la corriente liquida producto de la planta
con el absorbedor……………………………………………………..
117
40 Diagrama de Fases de la corriente de tope de la columna de
fraccionamiento de la planta con el absorbedor…………………...
119
41 Diagrama de Fases del segundo mezclado, compresión y
producto gaseoso de la planta con el absorbedor………………...
121
42 Diagrama de calor contra temperatura para el intercambiador
criogénico de la planta con el absorbedor………………………….
124
43 Diagrama de calor contra temperatura para los rehervidores
laterales de la planta con el absorbedor……………………………
125
44 Costos de Recipientes Verticales a presión en libras 1992…….. 133
45 Costos de cada plato para diferentes diámetros en libras 1992… 134
INTRODUCCIÓN
El gas natural, al igual que el petróleo, es una combinación de hidrocarburos. En
un yacimiento de gas natural es posible encontrar gas natural combinado con petróleo,
con otros hidrocarburos e incluso en algunos casos con agua.
No obstante, para que el gas natural extraído del yacimiento pueda ser usado por
los consumidores finales este debe pasar por un proceso para obtener lo que se conoce
como gas natural seco, es decir, un gas natural al cual se le han extraído ciertos
componentes que en conjunto formarán lo que se conoce como líquidos de gas natural.
Existen tres tipos de procedimientos para realizar esta separación: el de
absorción, el de refrigeración y el de criogenización, siendo este último el más eficiente
aunque es un poco más costoso que las opciones anteriores.
Las tecnologías en procesamiento del gas natural han venido evolucionando
desde 1980, apuntando a las principales tendencias de procesamiento de gas natural
en los primeros años del siglo XXI. Estas tecnologías han surgido para permitir una
optimización mucho más rigurosa de varias variables: la flexibilidad operacional, la
tolerancia al CO2, y el capital y los gastos de operación.
La selección de un proceso óptimo dependerá de las condiciones y composición
del gas, el costo de combustible y energía, las especificaciones del producto y el valor
relativo de los productos. Incrementando la atención a la eficiencia termodinámica y a
un mejor uso de refrigeración y recompresión; desde 1980 se han ido desarrollando
procesos para incrementar la recuperación de LGN. Estos procesos son igualmente
aplicables a la readaptación de plantas menos eficientes.
Por lo antes expuesto, en el presente trabajo se utilizara un Absorbedor en la
Planta de Extracción de Líquidos de Santa Barbará para la recuperación de propano, y
de esta manera poder aumentar los porcentajes de recuperación con un menor
consumo de energía.
16
Este trabajo de investigación consta de cinco capítulos en los cuales se describe
la planta de extracción de líquidos de Santa Bárbara con la inclusión de un absorbedor.
El Capítulo I está conformado por el planteamiento y formulación del problema, la
descripción del objetivo general y de los objetivos específicos, la justificación de la
investigación, la delimitación y el alcance de la investigación.
En el Capítulo II se encuentra el marco teórico en el cual se explica la
terminología, los conceptos y definiciones en materia al proceso y los objetivos
analizados.
El Capítulo III representa el marco metodológico en donde se explica el tipo de
investigación realizada, el diseño de la investigación, técnica de recolección de datos y
fases del estudio.
El Capítulo IV comprende todo lo relacionado con la descripción del proceso de
la planta y el desarrollo de la simulación de la planta de extracción de líquido
convencional y con el uso del absorbedor.
Y finalmente el Capitulo V, donde se encuentra las conclusiones,
recomendaciones y la bibliografía utilizada.
CAPITULO I
EL PROBLEMA
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema
Es deseable recuperar los líquidos de gas natural (NGL) de corrientes de gas
que contienen más del 50% de etano, dióxido de carbono, metano y componentes
ligeros, como el nitrógeno, monóxido de carbono, hidrogeno y similares. Propano,
propileno y componentes pesados, generalmente se forman en una pequeña cantidad a
la entrada de la corriente de gas.
Varios procesos se han diseñado anteriormente para la recuperación de Líquidos
del Gas Natural, tales como Absorción por aceite, Absorción refrigerada de aceite, y
Procesos criogénicos por nombrar algunos. Los procesos criogénicos son generalmente
más económicos y la tecnología es ecológica, debido a estas características el uso de
los procesos criogénicos es generalmente seleccionado. De estos, el uso de
turboexpansores en procesos criogénicos es preferido.
Los procesos de la recuperación por Turboexpansor utilizan corrientes recicladas
de residuos que son capaces de obtener altas recuperaciones del propano. Tales
procesos, aunque alcanzan altas recuperaciones, consumen grandes cantidades de
energía debido a sus requisitos de compresión. En orden para reducir los consumos de
energía, manteniendo un alto porcentaje de recobro, una fuente adicional de reflujo es
necesaria.
En muchos procesos de recuperación criogénica, la eficiencia es perdida debido
a la calidad de la corriente de tope en una torre de fraccionamiento. Es por esto que ha
sido novedoso el uso del absorbedor, para generar corrientes pobres de reflujo.
18
Por esta razón nos hacemos la pregunta ¿Es posible que con el uso de un
absorbedor en el diseño de una planta de extracción de liquido, este sea capaz de
alcanzar una eficiencia de recuperación de por lo menos de 98%, pero con un consumo
de energía más baja comparado con los procesos anteriores?
1.2 Justificación y Delimitación de la Investigación
Con el aumento de la demanda de propano, a partir de 1960, se buscaron
nuevos procesos de recuperación de estos componentes de manera más eficiente. Es
por esto, que las tecnologías en procesamiento del gas natural han venido
evolucionando desde 1980, apuntando a las principales tendencias de procesamiento
de gas natural en los primeros años del siglo XXI. Estas tecnologías han surgido para
permitir una optimización mucho más rigurosa de varias variables: la flexibilidad
operacional, la tolerancia al CO2, y el capital y los gastos de operación.
La investigación se llevará a cabo en la jurisdicción del municipio Maracaibo,
estado Zulia, Venezuela, más específicamente División de Postgrado de Ingeniería de
la Universidad del Zulia. Con un lapso de duración comprendido entre Julio de 2011 y
Enero de 2012.
1.3 Objetivos
1.3.1 Objetivo General
Determinar la factibilidad de la utilización de un absorbedor en la planta de
extracción de líquidos de Santa Bárbara para el incremento de la producción de
propano.
19
1.3.2 Objetivos Específicos
Describir las características operacionales de la Planta de Extracción de Líquidos
de Santa Bárbara.
Describir las características de los fluidos manejados en la planta de Extracción
de Líquidos de Santa Bárbara.
Determinar las características de funcionamiento de la Planta de Extracción de
Líquidos de Santa Bárbara incluyendo en el proceso un absorbedor.
Analizar comparativamente los procesos de Extracción de Líquidos Convencional
y con la inclusión del absorbedor.
1.4 Alcance
El estudio abarca la Planta de Extracción de Líquidos de Santa Barbará, ubicada
al norte de Monagas y Maturín.
CAPITULO II
MARCO TEORICO
2.1 Antecedentes.
Con el propósito de apoyar la fundamentación teórica de la presente
investigación, se hizo necesaria la verificación de diversos estudios referidos al área
temática considerada en este trabajo.
Dentro de la revisión realizada para establecer los antecedentes de la
investigación que aborden temas relacionados, se encontraron diversos estudios que
hacen referencia de estos importantes elementos, entre los cuales se mencionan.
Bracho Briñez, José Luis, 2008. “Diseño de una planta de extracción de Líquidos con
un intercambiador de múltiples corrientes” Es trabajo propone elaborar un programa
computacional que permite simular el diseño de una planta de recuperación de
fracciones pesadas (C3*) de un gas natural, mediante un proceso de extracción de
líquidos. Dicho gas entra a la planta con una presión de 900 IPCM y una temperatura
de 100ºF, obteniéndose un rendimiento cercano al 95% de recuperación de propano. La
eficiencia del intercambiador se toma en un 80%. Además se presenta el diseño de
una columna de-etanizadora con sus respectivos platos. El programa está elaborado en
un lenguaje de fácil lectura e interpretación, con el fin de permitir a futuros usuarios
realizar modificaciones no extensiones que permitan en cualquier caso mejorar la
versión realizada.
Osorio Bracho, Javier Antonio; Gaffaro Arias, Yuli Tibisay, (2008). “Estudio Técnico -
Económico para la selección del proceso de Extracción de Liquido del Gas Natural en la
Unidad de Explotación Lagocinco” Esta investigación consistió en un estudio técnico-
económico para la selección de la mejor opción para el proceso de extracción de
líquidos del gas natural (LGN), tales como:
21
Refrigeración Mecánica Turbo Expansores y válvulas Joule Thompson, en los Bloques
VI, V-LAMAR y V-centro de la unidad de explotación Lagocinco, así como la mejor
disposición de los LGN obtenidos en el procesamiento. Actualmente el complejo
Lamargas, perteneciente a la unidad de explotación de Lagocinco, presenta una planta
de extracción de líquidos (lamarliquido), el cual opera bajo el principio de refrigeración
mecánica. Se evaluara la eficiencia de la planta y se estudiara la factibilidad de cambio
a otro proceso de extracción de líquidos más eficiente.
Castro Soto, Karil Beatriz, 2001. “Evaluación de Alternativas en Procesos de Extracción
de Líquidos del Gas Natural” La Planta de extracción GLP-5, ubicada en la planta de
fraccionamiento Ulè, estuvo en operación desde el 10 de enero del año 2000 hasta el
09 de abril, cuando sale fuera de servicio temporalmente debido a altos costos de
operacionales. Durante este periodo no alcanzo la capacidad de diseño 230 MMPCED.
El presente trabajo muestra la evaluación realizada a los distintos procesos de
extracción de líquidos del gas natural, para mejorar las condiciones de operación de la
planta, mejorar el proceso de extracción y la adecuación del gas residual. Los procesos
evaluados son: Extracción con solvente externo semirefrigerado (Petrosol), actualmente
GLP-5; Extracción por expansión y extracción con solvente interno semirefrigerado
(Gasolina) con proceso Mehra. De los procesos evaluados, el último es el que resulta
más adecuado, ya que al implementarlo se obtiene el gas residual en especificación, se
incrementa el recobro de propano de 85% en diseño original a 92% en el nuevo
proceso.
Marcano R. Adelis M., 1989. “Diseño de una Planta de Extracción de Líquidos con una
etapa de separación” El gas natural que entra a la planta es previamente
desgasificado, para luego fluir a través de un sistema de extracción con una etapa de
separación, mediante un mecanismos de turboexpancion. El gas natural entra a la
planta a una presión de 900lpcm y una temperatura de 100ªF, obteniendo un
rendimiento cercano al 90% de recuperación de propano. Las eficiencias del
turboexpansor y del compresor se toma de un 80% por efecto de diseño. Además se
presenta el diseño de una columna de-etanizadora con sus respectivos platos utilizando
el método de Lewis-Matheson.
22
2.2. Bases Teóricas
2.2.1. Gas Natural
Se denomina gas natural al formado por los miembros más volátiles de la serie
parafinica de hidrocarburos, principalmente metano, cantidades menores de etano,
propano y butano y, finalmente, puede contener porcentajes muy pequeños de
compuestos más pesados. Además, es posible conseguir en el gas natural cantidades
variables de otros gases no hidrocarburos, como dióxido de carbono, sulfuro de
hidrógeno (ácido sulfídrico), nitrógeno, helio, vapor de agua, etc.1
El gas natural puede obtenerse como tal en yacimientos de gas libre o asociado
en yacimientos de petróleo y condensado (porciones volátiles de petróleo). En
Venezuela, los yacimientos de gas libre son de reciente utilización. Tradicionalmente el
gas natural se ha obtenido vinculado con la producción de petróleo.1
2.2.1.1 Componentes del Gas Natural’2
El principal componente del gas natural es el metano, que usualmente constituye
el 80% del mismo. Sus otros componentes son el etano, el propano, el butano y otras
fracciones más pesadas como el pentano, el hexano y el heptano. Ver Fig. 1.
23
La denominación de estos hidrocarburos es:
Figura 1. Denominación de los Hidrocarburos.
(Fuente: Cáceres G., 2002.)
Generalmente contiene 1% de impurezas como son el nitrógeno, bióxido de
carbono, helio, oxígeno, vapor de agua y otras que son también de combustión limpia.
Ver Fig. 2.
Figura 2. Principales Componentes de una muestra de Gas Natural
(Fuente: Pino Morales, Curso de Gasotecnia)
98,0
Composición del Gas Natural (% Molar)
Metano (55 - 98) Etano (0,10 - 20)
Propano (0,05 - 12) N-Butano (0,05 - 3)
Iso-Butano (0,02 - 2) N-Pentano (0,01 - 0,80)
Iso-Pentano (0,01 - 0,80) Hexano (0,01 - 0,50)
Heptano (0,01 - 0,40) Nitógeno (0,10 - 0,50)
Oxigeno (0,09 - 0,30) Sulfuro de Hidrógeno (Trazas - 28)
Dióxido de Carbono (0,20 - 30) Helio (Trazas - 4)
24
A diferencia del petróleo, el gas natural no requiere de plantas de refinación para
procesarlo y obtener productos comerciales. Las impurezas que pueda contener el gas
natural son fácilmente separadas por procesos físicos relativamente sencillos.
2.2.1.2. Importancia del Gas Natural
La importancia del gas natural como recurso energético radica principalmente en
el bajo impacto ambiental que tiene en el uso como combustible en comparación con
otros carburantes, y en que se trata de un recurso muy importante como materia prima
para el sector industrial, así como de un producto final de gran utilidad para los sectores
domestico y comercial. Por estos motivos, por la abundancia de sus yacimientos y el
bajo precio del producto, el valor de este hidrocarburo gaseoso ha aumentado
significativamente a lo largo de las dos últimas décadas y, además, cuenta con un
mercado internacional en continua expansión, previéndose un aumento de la demanda
mundial de este hidrocarburo del 2,5% promedio anual de la última década al 2,9%
promedio anual para los próximos diez años.3
Venezuela se considera como una de las más importantes potencias suplidoras
de energía gasífera en el mundo por sus cuantiosas reservas de esta fuente energética
y la estratégica posición geográfica en la cual se ubica en el ámbito mundial. Las
reservas probadas de gas natural en Venezuela están cerca de 4,2 billones de metros
cúbicos, esta cifra la ubica en el noveno lugar a nivel mundial, en el séptimo con
respecto a los países pertenecientes a la OPEP y en el primer lugar en América Latina.3
2.2.1.3. Clasificación del Gas Natural1
Gas Dulce: Es aquel que contiene cantidades de sulfuro de hidrogeno (H2S),
menores a 4 ppm,v. La GPSA desine un gas apto para ser transportado por
tuberías como aquel que contiene menos de 4 ppm,v de H2S; menos de 3,0% de
CO2 y 6 a 7 libras de agua por millón de pies cúbicos en condiciones normales.
25
Gas Agrio o Ácido: Es aquel que contiene cantidades apreciables de sulfuro de
hidrógeno, dióxido de carbono (CO2) y otros componentes ácidos (COS, CS2,
mercaptanos, etc.) razón por la cual se vuelve corrosivo en presencia de agua
libre.
Gas Rico (húmedo): Es aquel del cual se puede obtener cantidades apreciables
de hidrocarburos líquidos, C3+ de aproximadamente, 3GPM (galones por 1000
pies cúbicos en condiciones normales). No tiene ninguna relación con el
contenido de vapor de agua que pueda contener el gas.
Gas Pobre (Seco): Es un gas que prácticamente está formado por metano y
etano. Sin embargo, en sistemas de compresión de gas, se habla de gas
húmedo, en ingles “wet gas”, al que contiene vapor de agua y “gas seco” (ingles
“dry gas”), al que no contiene vapor de gua. El ingeniero debe tener presente los
problemas de semántica que, por lo general, se observan en estos casos.
2.2.1.4. Propiedades y Comportamiento del Gas Natural1
En la Forma más simple, un gas puede considerarse que está formado por
partículas sin volumen y entre las cuales no existen fuerzas de atracción o repulsión.
Es un fluido homogéneo, generalmente de baja densidad y viscosidad, sin volumen
definido y ocupa cualquier espacio en el cual se coloca.
Los gases que se ajustan a esta definición, se denominan gases perfectos o
ideales.
El concepto anterior de gas, generalmente se cumple en condiciones de baja
presión y temperatura, pero gradualmente el gas se aparta de esta definición y el
comportamiento teórico se aleja del observado. A medida que aumenta la presión y/o la
temperatura, debe incluirse el volumen de las moléculas y las fuerzas de atracción y
26
repulsión entre ellas. A los que cumplen con esta definición se les denomina gases
reales.
2.2.1.5. Contaminantes del Gas Natural4
Muchas veces el gas natural viene acompañado de ciertos componentes que en
una concentración suficientemente alta puede alterar la composición del mismo.
Normalmente los contaminantes presentes en el gas son:
Dióxido de carbono: CO2
Sulfuro de hidrogeno: H2S
Sulfuro de carbonilo: COS
Disulfuro de carbono: CS2
Mercaptanos: RSH
Nitrógeno: N2
Agua: H2O
Dióxido de azufre: SO2
Mercurio
Los contaminantes del gas natural pueden ocasionar algunos problemas tanto
en el manejo como en la utilización del mismo. Las consecuencias pueden ser:
Corrosión de Instalaciones.
Formación de hidratos.
Toxicidad/Seguridad Personal.
Contaminación sobre los procesos.
Eficiencia de la Combustión.
2.2.1.6 Utilidad del Gas Natural5
El gas natural sirve como combustible para usos doméstico, industriales y para
la generación de energía termoeléctrica. En el área industrial es la materia prima para el
sector de la petroquímica.
27
A partir del gas natural se obtiene, por ejemplo, el polietileno, que es la materia
prima de los plásticos. En términos generales se puede asegurar que la utilidad del gas
natural es múltiple, aunque una de las primeras aplicaciones fue la producción de vapor
sustituyendo o complementando en instalaciones mixtas, la acción de los combustibles
sólidos o líquidos. La principal utilidad industrial del gas natural se puede resumir en:
a.- Fabricación de Cerámicas: Aquí la utilización del gas natural se sustenta, en
que el gas natural tiene un menor contenido de contaminantes. Además el poder
calorífico de los combustibles gaseosos, hace que sea posible efectuar el calentamiento
directo al producto, lo que permite obtener un grado de combustión elevado y construir
hornos más pequeños, para llevar a cabo el proceso.
b.- Industria del Vidrio: Las operaciones térmicas de la industria del vidrio se
clasifican en dos grupos de naturaleza esencialmente distinta, uno de ellos es la
utilización del .gas natural, utilización que se realiza fundamentalmente en la creación
de energía térmica, lo que le confiere una gran utilidad al gas natural, ya que está
utilizando una energía limpia y de alto poder calorífico, que fácilmente se puede
demostrar su bajo impacto ambiental.
c.- Industria Textil: Se utiliza al gas natural para el acabado de las fibras, este
proceso requiere mantener una presión constante del gas natural.
d.- Industria Química. Se considera que una de las materias primas básicas
para la síntesis química industrial más importante es el gas natural.
e.- Industria del Cemento: Se consume una considerable cantidad de energía
térmica en el proceso de producción del cemento, la cual puede ser satisfecha por el
gas natural.
En todos los sectores del mercado energético y en casi todos los usos finales, el
gas natural compite con otros combustibles y formas de energía.
28
En la actualidad, el gas natural representa el 20% de la demanda de energía
primaria de la Unión Europea siendo estos porcentajes del 19% en el caso del carbón y
del 45% del petróleo. Las reservas probadas de gas natural son abundantes y han
crecido acompasadamente en las últimas décadas. A pesar de haberse más que
doblado el consumo de gas natural, sus reservas probadas han crecido
considerablemente más rápido que su consumo, ya que se efectúan nuevos hallazgos
continuamente y se elevan las reservas de los yacimientos existentes por las mejoras
en las técnicas de producción. Las reservas totales probadas de gas natural en el
mundo cubrirían la demanda de más de 60 años a los niveles actuales de consumo.
Los expertos estiman que las reservas totales de gas natural son varias veces mayores
que las probadas, lo que prolonga el tiempo de vida previsto para sus reservas y
asegura que el gas natural puede actuar como una energía puente hacia otro sistema
energético en un futuro lejano.
Se puede asegurar que el gas natural tiene una serie de ventajas sobre otros
combustibles, debido fundamentalmente a su seguridad y baja contaminación
ambiental, en vista que el gas natural tiene un rango de inflamabilidad muy limitado, en
concentraciones en el aire por debajo del 4 por ciento y por arriba de aproximadamente
el 14 % no se encenderá el gas natural. Además la temperatura de ignición es alta y el
rango de inflamabilidad limitado reduce la posibilidad de un incendio o explosión
accidental Debido a que el gas natural no tiene un olor propio, se agregan odorantes
químicos, en este caso (Mercaptanos) para que pueda detectarse en caso de fuga.
Algunas tuberías, sobre todo las que no tengan cierta flexibilidad, podrían fracturarse,
sin embargo, cerrando las válvulas y el suministro de gas, pueden iniciarse las labores
de reparación y rescate casi inmediatamente debido a que, al ser más ligero que el aire
se disipa rápidamente en la atmósfera. Considerando las propiedades físico-químicas
del gas natural, las ventajas más importantes en cuanto a su uso son las siguientes:
a.- Es un combustible relativamente barato.
b.- presenta una combustión completa y limpia, la cual prácticamente no emite
bióxido de azufre.
29
c.- tiene una alta seguridad en la operación, debido a que en caso de fugas, al
ser más ligero que el aire, se disipa rápidamente en la atmósfera. Para, ello solo es
necesario una buena ventilación.
d.- promueve una mayor eficiencia térmica en plantas de ciclo combinado para la
generación de electricidad
La combustión del gas natural prácticamente no genera emisiones de Bióxido de
Azufre, el cual causa la lluvia ácida o partículas que son carcinogénicas de la misma
forma, el gas natural emite cantidades muchos menores de Monóxido de Carbono,
hidrocarburos reactivos, óxidos de nitrógeno y Bióxido de Carbono, que otros
combustibles fósiles. Una manera en la que el gas natural puede contribuir
significativamente al mejoramiento de la calidad del aire es en el transporte. Por
ejemplo, los vehículos que funcionan con gas natural pueden reducir las emisiones de
monóxido de carbono e hidrocarburos reactivos hasta en un 90 por ciento, en
comparación con los vehículos que utilizan gasolina. Otra manera de mejorar el medio
ambiente es usar más gas natural para la generación de electricidad reemplazando al
carbón o petróleo. Producto, que por lo general son de alto riesgo del punto de vista
ambiental.
2.2.1.7. Subproductos del Gas Natural4
Los principales subproductos son:
Gas Natural Licuado (GNL): El gas natural que se obtiene principalmente en los
separadores y en el proceso de extracción de los líquidos del gas natural, está
constituido principalmente por Metano, con proporciones variables de otros
hidrocarburos y de contaminantes diversos El (GNL) es un gas residual formado
principalmente por Metano (C1) líquido. El proceso se logra a una temperatura
de (–260F). Bajo estas condiciones el Metano ocupa un volumen 600 veces
menor que el que ocuparía en estado gaseoso, lo cual permite su transporte en
barcos especialmente acondicionados denominados “metaneros”: Dado lo
variable de la magnitud de las inversiones requeridas en el campo del (LGN) y de
30
las diferentes tecnologías de producción de subproducto. La gama de
oportunidades para la producción de Gas Natural Licuado (GNL) es amplia y
ofrece indudables atractivos económicos y tecnológicos.
Líquidos del Gas Natural (LGN): Estos compuestos son hidrocarburos con enlace
simple de carbono, los cuales bien sea por la alta presión o baja temperatura,
pueden ser mantenidos en estado líquido. Esta característica permite que sean
almacenados y transportados de manera fácil y eficiente. Asimismo su capacidad
como fuente de energía o de insumo como materia prima para la obtención de
hidrocarburos más complejos hace que los Líquidos del Gas Natural (LGN)
tengan una alta cotización del mercado nacional e internacional. Se consideran
que en los (LGN), se encuentran presentes los compuestas Etano: (C2), Propano
(C3) y Butanos (C4), los cuales son gas en condiciones atmosféricas. También
se encuentran presente el Pentano (C5), Gasolina Natural, Residual y el Pentano
y compuestos más pesados (C5+), el cual es un líquido en condiciones
atmosféricas, por lo que permite su transporte en forma líquida, y ser utilizado en
su forma gaseosa.
La Gasolina Natural (GN): Este es un producto de bajo peso específico,
separado del gas húmedo en forma de vapor; condensado. La gasolina natural
se obtiene por absorción con carbón vegetal, compresión y absorción en un
aceite mineral se puede llegar a recuperar 700 litros de gasolina natural, por
cada 1000 metros cúbicos de gas natural procesados (700 L/1000 m3). La GN es
en general un compuesto constituido por una mezcla de hidrocarburos de
composición desde el Pentano (C5) hasta el Heptanos y compuestos más
pesados (C7+), estos permanecen en estado líquido a presión y temperatura
atmosférica. En general se puede señalar que la gasolina natural es una mezcla
de hidrocarburos líquidos conformada por compuesto que contienen entre cinco
y nueve carbonos, se produce a través de varios procesos de destilación
fraccionada del petróleo, la condensación o la adsorción de gas natural, la
descomposición térmica o catalítica del petróleo o sus fracciones, la
hidrogenación del gasógeno o carbón, o a través de la polimerización de
hidrocarburos de bajo peso molecular.
31
2.2.2 Procesos de Extracción de Líquido
2.2.2.1Definición
Hay dos términos permanentemente ligados en la industria del gas natural:
extracción y fraccionamiento. En el nivel académico todavía se discute si merecen ser
diferenciados o si, en esencia, los dos significan lo mismo.
Cuando se habla de fraccionamiento del gas natural el ingeniero tiene la
tendencia de pensar en la partición de la mezcla de hidrocarburos en sus diversos
componentes aprovechando la diferencia entre las propiedades específicas de los
integrantes de la mezcla. Así habrá tendencia a separar primero el metano con las
respectivas impurezas, luego el etano y, sucesivamente, el propano y los componentes
más pesados. Todo ello atiende a las características del mercado. El diseñador se
apoyara – en primera instancia – en la garantía de que los productos que han sido
separados tengan un precio que permita amortizar la inversión en un tiempo
determinado.
En una planta de fraccionamiento el diseñador se cuidara, por ejemplo, que el
propano tenga la menor cantidad posible de etano para que no se incremente la presión
del propano de vapor al punto de sacarlo del mercado. Por lo tanto el diseño y
operación de la torre tiende a evitar que el producto de fondo de la deetanizadora no
lleve componentes livianos más allá de lo permitido.
En las torres de extracción se orienta el diseño para extraerle a la mezcla de
hidrocarburos la mayor parte de los elementos condensables. Cuando se compara la
producción teórica que se obtiene con la cantidad de gas que llega a la planta y el GPM
del gas natural con la producción real de la planta las cifras deben ser lo más cercanas
posibles. La diferencia nos habla de la eficiencia con la cual está operando la
instalación. Ver Fig. 3.
32
Fig
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33
A los fines de este trabajo, se analizaran, desde el punto de vista del diagrama
de fases, lo concerniente a la extracción de los hidrocarburos y, posteriormente, los
procesos de fraccionamiento. Al estudiar el material que se describe a continuación el
lector descubrirá que una de las torres de la planta de extracción es, en realidad, una
columna de fraccionamiento.6
2.2.2.2 Evolución de los procesos de extracción de líquidos del gas natural
En los años cincuenta y sesenta, un simple proceso de absorción con aceite
era comúnmente utilizado en la recuperación de propano en un rango de 25 a 50 %.
Ver Fig. 4.
Este proceso utiliza aceite liviano para absorber los componentes de LGN del
gas de alimentación en la columna de absorción, generalmente opera a temperatura
ambiente y a una presión cercana a la presión en la tubería del gas de venta.
Al final de la década de los ochenta se vio la introducción de un solvente
selectivo basado en el proceso de absorción refrigerada, proceso de absorción con
aceite pobre, utilizado como solvente físico selectivo para la recuperación de
hidrocarburos deseados de la corriente de gas.
Este proceso también proporciona la flexibilidad de recuperar de manera
selectiva los hidrocarburos económicamente deseables: recuperando o para rechazar
etano, por ejemplo.
A partir de 1960, con el aumento de la demanda de etano, se buscaron nuevos
procesos para recuperar etano de manera más eficiente. Ver Fig. 5.
Para la recuperación de etano hasta un 50% y recuperación de LPG hasta
90%, un sistema sencillo de refrigeración de propano proporciona temperaturas de
refrigeración de -40ºF.
34
Para una mayor recuperación, el 80% de recuperación de etano por ejemplo,
seria necesario un ciclo de refrigeración en cascada, para proporcionar temperaturas
de refrigeración mas bajas de aproximadamente -90ºF
El uso de turboexpansores en las plantas de procesamiento de gas se inicio en
la década de 1960 como resultado de mejoras tecnológicas, en la fabricación de
diseños prácticos, de mecánica adecuada para un funcionamiento continuo en una
variedad de condiciones de funcionamiento.
En 1970 la mayoría de las nuevas plantas de procesamiento de gas fueron
diseñadas para incorporar las ventas de un expansor que produce trabajo utilizado
normalmente, usado parcialmente para la recompresión de gas residual.
La industria de procesamiento de gas es ahora dominado por los
turboexpansores, en las plantas de recuperación de LGN
Coincidente con el desarrollo de turboexpansores, fueron diseñados
turboexpansores más confiables, compactos, eficientes y relativamente económicos
de plato-aleta, o intercambiadores de calor de aluminio.
La combinación de estos dos equipos, junto con la disponibilidad de
información precisa, propiedades termodinámicas y software de simulación de
proceso, ha permitido diseños de procesos para lograr mejoras significativas en
costos y flexibilidad para el diseño de plantas de extracción de LGN con una mayor
eficiencia de recuperación.7
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11
)
37
2.2.2.3 GSP (Proceso de gas sub-enfriado)7
2.2.2.3.1 Descripción del Proceso
Es un proceso de extracción de liquido del gas natural por medio de
refrigeración mecánica que consiste en tomar una porción del gas del separador frío la
cual es enviada a un intercambiador de calor donde es totalmente condensado con la
corriente de arriba.
Esta corriente entonces es enviada al tope del demetanizador proporcionando
reflujo al demetanizador.
Y a su vez preenfriar la corriente del gas natural utilizando como refrigerante
una corriente de liquido fría que sale desde el demetanizador para mezclarse a su vez
a la corriente de gas para luego ser pasada por un intercambiador de calor y de esta
manera optimizar la extracción de los líquidos presentes en el gas natural. Ver Fig. 6.
Fig
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(Fuente
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39
2.2.2.3.2 Ventajas del Proceso
El separador funciona mucho más caliente que las condiciones del pozo lejos del
sistema crítico.
La recompresión del residuo es menor que con el proceso de expansión
convencional.
La potencia es típicamente más baja que en el proceso de Recirculación del gas
residual en los niveles de recuperación menores del 92%.
Reduce la potencia requerida para la recompresión debido a que toma una
porción del líquido frío del separador junto con el gas del intercambiador de calor.
Se puede diseñar para utilizar una porción del líquido frío del separador
permitiendo el reflujo. Esta modificación se utiliza típicamente para proveerse de
gas más rico que 3 GPM.
Es muy tolerante al CO2.
eficacia en la recuperación del Etano.
2.2.2.4 Proceso CRR (Recirculación enfriada de residuo)7
2.2.2.4.1 Descripción del Proceso
El proceso de recirculación enfriada (fría) de residuo, es una modificación del
proceso GSP para lograr altos niveles de recuperación de etano. El flujo del proceso
es similar al GSP, excepto que se ha añadido al sistema un compresor y
condensador para tomar una porción del gas de residuo y proporcionar un reflujo
adicional para la desmetanizadora. Este proceso es atractivo para una alta
recuperación de etano, para niveles por encima del 98% son posibles lograr mediante
este proceso. Este proceso también es excelente para la alta recuperación de
propano, mientras rechaza esencialmente todos los etanos. Ver Fig. 7.
40
Fig
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41
2.2.2.4.2 Ventajas del proceso
Alto porcentaje de recuperación, para la energía de recompresión de residuo
disponible, pero debe tomarse en cuenta el costo de sobrecarga adicional del
sistema y la recirculación del compresor.
Consume meno s potencia (menor energía).
Proporciona reflujo adicional a la demetanizadora, aumentando su eficiencia de
recuperación
2.2.2.5 Proceso SDR (Corriente lateral de reflujo)7
2.2.2.5.1 Descripción del proceso
El proceso Corriente Lateral de Reflujo (Side Draw Reflux) es una modificación
del proceso GSP en el cual una corriente es tomada de la desmetanizadora, se
comprime y posteriormente se condensa para proporcionar una corriente de
recirculación, este diseño es muy utilizado en casos donde la corriente de gas de
residuo contiene inertes tales como H2 el cual hace que la condensación de esta
corriente sea muy difícil, la corriente proveniente de un lado de la desmetanizadora
no contiene inertes y condensa fácilmente, al igual que el proceso CRR los equipos
adicionales requeridos para la corriente de recirculación deben ser justificados con el
aumento del nivel de recuperación de los líquidos. Ver Fig. 8.
42
Fig
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43
2.2.2.5.2 Ventajas del proceso
Facilita la condensación de la corriente de reflujo para gases con compuestos
inertes.
Proporciona reflujo adicional a la demetanizadora, aumentando su eficiencia de recuperación
2.2.2.6 Proceso WRR (Recirculación de residuo caliente)7
2.2.2.6.1 Descripción del proceso
El gas residual caliente de recirculación (WRR) tomadas de los residuos de gas-
compresor .Las necesidades de compresión para el gas residual de recirculación, es
logrado por el compresor principal de gas residual, eliminando así la necesidad de un
compresor y por ende reducción de la inversión de capital en la mayoría de los casos.
Un compresor de recirculación puede ser necesario, sin embargo, cuando la
presión del gas residual es demasiado baja para la licuefacción o cuando una presión
óptima para el gas residual de recirculación es deseada. La alta recuperaron de etano
también es posible con este proceso.
Es evidente que la recuperación de hidrocarburos líquidos teóricamente rige por
el equilibrio de fases en la parte superior de la columna superior, puede ser
aumentada por la combinación de un reflujo mayor, más frío o arriba del reflujo.
2.2.2.7 Proceso LRP (Proceso de reflujo pobre)8
2.2.2.7.1 Descripción del proceso
El proceso de reflujo pobre (LRP) recientemente patentado, fue desarrollado
para lograr altos niveles de recuperación de etano en un gas natural sin la adición de
cantidades sustanciales de recompresión y/o potencia de refrigeración externa.
44
Este nuevo proceso utiliza una corriente de gas frio del separador de gas de
alimentación para generar una corriente de esencialmente etano, como reflujo pobre a
la demetanizadora. La introducción de un reflujo pobre reduce considerablemente la
perdida de equilibrio, lo cual conlleva a una alta recuperación de etano, manteniendo
al mismo tiempo una presión relativamente alta en la demetanizadora.
El proceso supera las deficiencias en el proceso utilizado comúnmente de
reflujo subenfriado de gas, en el que los niveles de recuperación de etano, son de
aproximadamente 90% debido a la perdida de equilibrio, o de otro modo una menor
presión en la demetanizadora y mayor recompresión de refrigeración, traduciéndose
en mayor potencia.
El aumento en la eficiencia operacional, junto con la reducción de costo de
capital en las plantas de procesamiento de gas que requieren la recuperación de
etano por encima del 95% o con un contenido de etano normalmente más de un 5%
en el gas de alimentación.
El paquete de mejora IPSI presenta una autorefrigeracion y paso de gas añade
además la principal tecnología de recuperación de LGN.
El paquete también puede ser adaptado para un gas de alimentación rico,
donde es necesaria adicionalmente la refrigeración externa, sustituyendo así los
procesos convencionales y costosos, tal como el de refrigeración de propano. Ver Fig.
9.
45
2.2.2.7.2 Ventajas del Proceso
Altos niveles de recuperación de etano
Reducción de costo y capital de operación
Alta eficiencia
Reducción en recompresión
2.2.3 Planta de Extracción de Santa Bárbara9
Entra en operación a comienzos del año 1994 con una capacidad de
procesamiento de 400 MMPCED, siendo ampliada en el último trimestre del año 1995,
para alcanzar una capacidad de procesamiento de gas de 800 MMPCED.
Figura 9. Diagrama de flujo proceso de reflujo pobre.
(Fuente: Lee, Yao, Elliot y IPSI, 1999)
Demethanizer
Residue Gas
Compressor
Residue Gas
IPSI ENHANCEMENT
PACKAGE
Inlet Gas
Liquid
Product
Expander
Compressor
Cold
Separator
LRP PACKAGE
US Patent No. 6,244,070 Issued
6/12/2001
46
Recientemente con la adquisición del Tren C de ACCROVEN, se incrementó la
capacidad de procesamiento de gas hasta 1200 MMPCED.
La Planta de Extracción Santa Bárbara, procesa el gas natural proveniente del
área norte de Monagas y Maturín, para una producción de 68.000 barriles diarios de
LGN, los cuales son enviados a la Planta de Fraccionamiento y Despacho Jose a través
de un poliducto. Cuenta con un sistema de refrigeración con propano y con tecnología
de intercambiadores de calor, lo que la hace más eficiente desde el punto de vista
térmico. Ver Fig. 10, 11 y 12.
Figura 10. Ubicación geográfica de la planta de extracción de Santa Bárbara. (Fuente: PDVSA GAS, 2011)
47
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49
2.2.4. El Absorbedor
2.2.4.1 Definición de absorcion10
La absorción física se utiliza principalmente en el acondicionamiento de gas para
la extracción de agua, sulfuro de hidrógeno y dióxido de carbono. Ver Fig. 13.
Durante un tiempo, las plantas de absorción con aceite fueron la principal fuente
de líquidos de gas natural. Estas han sido suplantadas, en general, por los procesos de
refrigeración.
Figura 13. Diagrama Absorbedor-Separador.
(Fuente: Campbell, 1992.)
ABSORBEDOR
SEPARADOR
GAS RICO
ACEITE RICO ACEITE POBRE
GAS SECO MATERIALES ABSORBIDOS
SE
PA
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DO
R
AB
SO
RB
ED
OR
50
El gas rico (a veces llamado gas húmedo) entra desde el fondo del absorbedor y
fluye hacia arriba a través del absorbedor en contracorriente con el aceite pobre. Los
componentes absorbibles son transferidos desde el gas al aceite. El gas seco (gas de
venta) sale de la parte superior del absorbedor. El aceite pobre entra en la bandeja
superior del absorbedor y fluye hacia abajo en contracorriente con el gas rico,
recogiendo los materiales absorbibles. El aceite rico sale desde el fondo del absorbedor
y fluyen hasta la parte superior del separador. En el separador, se añade calor y, a
veces un agente de extracción, tales como vapor o gas seco. El material recogido se
retira de la parte superior del separador y el aceite pobre de la parte inferior del mismo,
se recicla en la bandeja superior del absorbedor. La figura no es solo un diagrama de
bloques, existen intercambiadores de calor, bombas y tal vez incluso las torres de
fraccionamiento (una de-metanizadora o de-etanizadora) del proceso, aceite rico entre
el absorbedor y el separador.
La combinación absorbedor-separador son "gemelos", ellos operan juntos. El
absorbedor recupera los componentes y luego el separador los remueve, para que el
aceite retorne al absorbedor en óptimas condiciones.
En el contacto en contracorriente del gas y el aceite, un componente es
absorbido cuando la presión parcial de la fase de gas exceda la presión parcial de la
fase líquida. El aceite actúa como un medio para reducir la presión de vapor de los
componentes por dilución. Mientras más pobre sea el aceite en los componentes que
serán absorbidos, más eficiente será el proceso de absorción. Para una tasa dada de
gas y la composición, la tasa de circulación de aceite, la composición del aceite y el
número de platos de equilibrio son las principales variables. La tasa de aceite y el
número de platos son interdependientes, porque a medida que la tasa de aceite
aumenta este permanece pobre para una absorción dada y menos platos de contactos
serán necesarios.
Dado que los componentes de cambio de fase de vapor a líquido, una cantidad de
energía conocida como el calor de absorción es puesta en libertad. En magnitud, es
ligeramente mayor que el calor latente de condensación.
51
La energía liberada debe ser absorbida por el aceite y el gas a medida que fluyen
a través de la torre. En consecuencia, tanto el gas seco como el aceite rico salen a
temperaturas superiores que el gas rico y el aceite pobre. El calor total es casi
proporcional a la cantidad de gases absorbidos por el calor de absorción de
hidrocarburos ligeros no varía significativamente de componente a componente. En
algunos casos, el aceite debe ser enfriado externamente en algún momento en el
absorbedor para mantener la temperatura al nivel deseado.
El aceite pobre usado en los absorbedores tendrá un peso molecular en el rango
de 100-200, dependiendo de la temperatura media de la torre. En el rango de -18 ° C,
un aceite de peso molecular entre 120-140 es de uso común. A temperaturas cercanas
a los 40 ° C, el peso molecular será probablemente alrededor de 18O-2OO. Un aceite
pobre bien despojado contiene algunos componentes más ligeros que el pentano en
cantidad apreciable.
Una serie de métodos de cálculo de absorción se han propuesto y se resumen en
varios textos, artículos y manuales. Sólo un método directo y un método de plato a plato
son considerados aquí. Estos serán suficientes para la mayoría de las aplicaciones para
los encargados de las especificaciones y funcionamiento de las instalaciones de
absorción.
2.2.4.2 Nomenclatura10
Con el fin de simplificar el álgebra, una nomenclatura un poco diferente a menudo
se emplea en la absorción utilizada en los cálculos de equilibrio estándar. Esto se
muestra en la figura 14.
52
Figura 14. Vista esquemática y nomenclatura de un absorbedor de aceite pobre.
(Fuente: Campbell, 1992.)
53
En un absorbedor, los platos se numeran de arriba a abajo. La placa base es la placa
(N). El subíndice de cualquier valor es el número de la placa en cuestión. Los
absorbentes (aceite pobre) entra desde el plato de arriba (1) lo que lleva el subíndice
(0). El gas entra por debajo de la placa (N) por lo que lleva el subíndice (N +1). En
algunas ecuaciones el subíndice (n) se utiliza. Esto se refiere a cualquier placa general
(n) a partir de (1) a (N).
Tenga en cuenta que Y es la cantidad relativa de gas que sale de cualquiera de
las platos utilizando el tipo de entrada de gas como base.
El valor de X es la cantidad relativa de líquido que sale de cualquiera de las
bandejas con la cantidad que entra de aceite pobre (L0) como base. X e Y no son
fracciones mol, son cantidades relativas o proporciones, donde el denominador es VN +
y L0, respectivamente.
El valor de Y0 es la cantidad relativa de cualquier componente en el gas pobre
saliendo si este gas se encuentra en equilibrio con el aceite pobre entrando. Por lo
tanto, no es más que un número ficticio necesario para el cálculo. Sería encontrado por
un cálculo de equilibrio.
Si el aceite pobre contiene una cantidad insignificante de los componentes
involucrados, Y0 es insignificante y puede ser igual a cero para los cálculos
aproximados.
2.2.4.3 Las ecuaciones básicas10
Utilizando la nomenclatura anterior, la relación de equilibrio en cualquier plato
teórico puede ser escrita como:
[
] [
]
(1)
54
Un balance de materia alrededor de cualquiera de los platos (n) y la parte
superior o inferior de la torre une las corrientes de vapor y el líquido que pasa de uno a
otro entre los platos. Si las platos (n-1) y (n +1) son los platos encima y por debajo (n)
respectivamente, entonces para cualquier componente.
La ecuación (1) y (2), junto con el balance de entalpia correspondiente, se puede
utilizar como base para los cálculos bandeja a bandeja. Esto se convierte en un proceso
de ensayo y error que involucra los siguientes pasos:
1. Supongamos una temperatura de bandeja superior. La temperatura de entrada de
aceite pobre mas (+) 3-6 ° C es una buena opción.
2. Hacer un cálculo del punto de rocío sobre la composición del gas de salida estimada.
(El procedimiento de acceso directo que sigue sería una buena estimación de la
composición del gas seco). Añadir el aceite suficiente para hacer el cálculo del punto de
rocío. (Esto también sirve para estimar las pérdidas de aceite).
3. Encontrar la composición de líquido que sale de la bandeja superior con valores de K
a presión supone la bandeja superior y la temperatura.
4. Encontrar la composición de vapor que sale del Plato 2 y del líquido saliendo del
plato 1, por medio de la ecuación (2).
5. Ejecutar un balance de entalpia alrededor del plato superior usando una temperatura
de vapor asumida del plato 2. Si en el chequeo del balance, continua un cálculo similar
para el plato 2. No repita los pasos 1-5.
6. Continúe por el absorbedor de esta manera hasta llegar al plato inferior. A
continuación, un balance global de calor se debe ejecutar. Si se comprueba, la solución
es completa. Si no, todo el procedimiento debe ser repetido hasta que los balances
globales de calor se comprueben.
(2)
55
Una ayuda para estimar las tasas de líquido y vapor para el procedimiento de
cálculo es considerar, que la absorción total es constante en cada plato.
Esto conduce a la ecuación:
[
]
Un balance de materia alrededor del Plato (n) y en la parte superior del
rendimiento de la torre.
La temperatura en el plato (n) puede ser estimada, asumiendo que el cambio de
temperatura es proporcional al volumen de gas absorbido.
El procedimiento anterior rara vez se puede justificar para aplicaciones de rutina,
excepto en una computadora. Sin duda, es demasiado largo y lento para ser utilizado
con frecuencia en una regla de cálculo o calculadora de escritorio. En consecuencia,
soluciones más cortas y más cómodas son deseadas.
2.2.4.4 Aproximación Kremser-Brown10
Si se supone que (L / V) no cambia mucho de un plato a otro y que los cambios de
temperatura son nominales, se puede simplificar los balances de la torre. Esta es una
suposición razonable para el gas natural y la mayoría de los absorbedores de glicol
donde la contracción del gas es pequeña.
Si la ecuación (1) y (2) se aplican a cada plato de un absorbedor con un total de
(N) platos, la ecuación (6) resulta:
(4)
(5)
(3)
56
El factor de absorción "A" se define como L = A / KV. Para un plato específico (n),
A = Ln / KVn, utilizando una identidad matemática, Kremser y Brown simplifica la
ecuación (7) a:
Donde A es el promedio del factor "eficacia" de absorción.
Kremser-Brown recomienda definir el factor de absorción efectiva (Ae) como:
La relación (Lo / VN 1) es el mol de aceite pobre por cada mol de gas que entra
una constante para un cálculo determinado. "K" sería el valor para el componente clave
para condiciones promedio de la columna- temperatura y presión promedio de la
columna. El elemento clave será:
El componente cuya recuperación se especifica o el componente "A" está más
cerca de la unidad cuando la no recuperación de un componente clave es especificado.
Si el aceite pobre es esencialmente libre de un determinado componente, Y0 = 0
para ese componente. En este caso, el lado izquierdo de la ecuación (7) representa la
fracción de ese componente absorbida (Ea).
Para el análisis de una torre ya existente, las temperaturas superior e inferior se
pueden promediar para encontrar la media "A" para una aproximación de diseño, la
temperatura del fondo puede ser asumida entre 3-8 ° C por encima del gas rico
(6)
(7)
(8)
57
entrando. La temperatura de la bandeja superior debe ser estimada entre 3-6 ° C sobre
la temperatura del aceite que entra.
Uno puede trazar la ecuación (7) en forma gráfica. El resultado es una figura que
posee las características generales mostradas.
Figura 15. Relación entre el factor de absorción, número de platos teóricos y la fracción absorbida para cada componente.
(Fuente: Campbell, 1992.)
Todas las líneas representan valores constantes de N que coinciden con la línea
discontinua de 45 ° lo que representa un número infinito de platos teóricos. Para un
valor de Ea dado, la combinación de A y N utilizados deben estar a la derecha de la
línea discontinua para una unidad real.
Las líneas de N se vuelven más chatas con el aumento de A. La unidad más
económica deberá ser diseñada para operar a una distancia razonable a la derecha de
la línea punteada en la porción curveada de estas líneas.
A
N
58
Hay tres variables que uno puede controlar en la absorción, suponiendo que la
cantidad, la composición y la presión del gas de entrada son fijos- la tasa de circulación
de aceite, el número de platos teóricos y la temperatura del aceite. Figura 15 es un
gráfico de la ecuación (7). De la figura 15, la relación entre el factor de absorción, el
número de platos teóricos y la fracción absorbida se puede obtener para cada
componente. El promedio de "K" debe ser encontrado, tomando la media aritmética del
aceite pobre y temperatura de entrada del gas y la adición de 5°C. La caída de presión
en la mayoría de los absorbedores es pequeña y la presión de la torre se puede
suponer constante.
Si uno desea encontrar la tasa de aceite para la recuperación de un 85% de
propano en un absorbedor con 8 platos teóricos, se podría localizar a 0,85 en el eje de
ordenadas de la figura 15, lea horizontalmente 8 bandejas y bajar verticalmente para
leer el valor de A. Sabiendo K, VN 1 y A, calcular L0, la tasa de aceite en moles de
aceite pobre por mol de gas rico que entra. Ahora de manera similar, si la tasa de aceite
pobre es conocida, el valor de A puede ser determinado, en la intersección de la Línea
horizontal de 0,85 con la línea vertical del valor de A, el número de platos teóricos
necesarios para que la tasa de aceite puede ser conocido.
Se puede observar que estas líneas son constantes de N, en la ecuación (7) no
son líneas traducidas. Esto es porque la escala de A sobre la abscisa no es uniforme. El
rango de la escala ha sido variado para cubrir rangos más amplios de A.
2.2.5 Utilización de los líquidos del gas natural en Venezuela2
Los Líquidos del Gas Natural (LGN) pueden ser utilizados como fuente de
energía o como combustible para ser utilizado en las cocinas de los hogares, en
procesos comerciales, industriales o en los vehículos automotores. También pueden ser
utilizados como aditivo para ciertos procesos industriales o como materia prima para la
obtención de otros hidrocarburos. En Venezuela los (LGN) son comercializados tanto
en el mercado nacional como en el internacional. En el mercado internacional PDVSA-
Gas cotiza mayormente el (C3); (nC4) y (iC4), gasolina natural y (C5). Mientras que en
59
el mercado interno, la comercialización de los LGN está dividida en función del uso final
que se le da a los mismos. Este uso puede ser como fuente energética / Combustible,
como aditivo de procesos industriales o como materia prima para algunos .procesos
industriales de gran importancia, del punto de vista económico y social.
2.2.5.1 LGN como fuente de energía/combustible
Aquí, lo que se comercializa es el Gas Licuado de Petróleo (GLP), el cual es
propano puro o una mezcla de Propano –Butano (C3- C4), el cual debe cumplir con la
Norma Venezolana COVENIN 904-90 y con las actualizaciones de la misma. La
comercialización, regulada por el Ejecutivo Nacional comprende tres sectores, que son
doméstico; comercial e industrial y automotor .El Gas Licuado de Petróleo (GLP) es una
mezcla de hidrocarburos gaseosos a temperatura y presión ambiental, mantenida en
estado líquido por un aumento en la presión y/o descenso de la temperatura. El (GLP)
está compuesto principalmente por propano (C3), aunque, puede contener otros
hidrocarburos en menor cantidad.
2.2.5.2 El Gas Licuado de Petróleo (GLP)
Este compuesto es una mezcla de diferentes hidrocarburos livianos constituidos
principalmente por propano (C3) y sus derivados, y butano (C4) y compuestos
derivados de estos, en proporciones variables y que en condiciones normales es
gaseosa y al comprimirla pasa al estado líquida. Puede producirse en plantas de
procesamiento de gas natural o en refinerías especialmente en plantas de ruptura
catalítica. Esta mezcla también llamada GLP (en inglés LPG), capaz de ser almacenada
y transportada en forma líquida bajo presión en bombonas, de uso muy variado:
doméstico, industrial, químico como combustible.
Se considera como materia prima para la petroquímica, con la composición
indicada, o compuesta predominantemente de propileno o butilenos Con esta mezcla
hay que tener ciertos cuidados, ya que este producto en estado gaseoso puede causar
asfixia simple y deprimir el sistema nervioso central.
60
En estado líquido puede provocar quemaduras que provocadas por
congelamiento e irritación de la piel. También por contener compuestos de azufre, como
mercaptanos, el cual se le adiciona como odorizante para identificar escapes, se deben
tener ciertas precauciones ya que el azufre puede también ser tóxico.
El Gas Licuado de Petróleo (GLP) Es un gas inflamable a temperatura ambiente
y presión atmosférica, por lo tanto deben aplicarse los estándares establecidos para el
diseño de todas las instalaciones para su uso y manejo tales como tanques de
almacenamiento; tuberías y llenaderos. Es importante tener en cuenta que el GLP
genera vapores desde una temperatura de –42 C, los cuales al mezclarse con el aire en
proporciones entre 1.9 y 9.5% en volumen, forman mezclas inflamables y explosivas, y
como tiene una densidad aproximadamente de 1.8 veces mayor que la del aire, un
escape puede ser muy peligroso debido a que sus vapores tiende a concentrarse en las
zonas bajas y donde hay mayor riesgo de encontrar puntos de ignición tales como
interruptores eléctricos, pilotos de estufas de gas, tomas de corriente eléctrica,
lámparas y puntos calientes. La utilización de este componente es múltiple y variada,
por lo que su importancia no admite discusión.
Al evaporarse, el GLP ocupa en forma gaseosa un volumen aproximado de 250
veces su volumen en forma líquida. Para el diseño de las instalaciones para el
transporte y manejo de gas deben aplicarse las normas; y las reglamentaciones
expedidas por los ministerios de Minas y Energía y del Medio Ambiente y demás
autoridades competentes .Merecen especial y fuerte vigilancia las válvulas, conexiones
y accesorios de tanques, cisternas y cilindros que se utilicen para almacenar este
producto, debido a que son los puntos de mayor riesgo de escape.
Así mismo, el sitio donde se ubiquen los recipientes y las instalaciones que
conduzcan este producto debe tener suficiente ventilación para evitar concentración de
vapores explosivos en caso de algún escape. En general el GLP es una mezcla de
hidrocarburos en estado líquido formado especialmente por propano y butano, los
cuales permanecen en estado líquido a presiones moderadas y temperatura ambiente,
y puede en cuanto a su uso subdividirse en:
61
2.2.5.2.1 GLP Doméstico
Este es comercializado tanto a granel como en bombonas y su precio esta sujeto al
marco regulado establecido en la Resolución del MEM número 357 de fecha 04-12-98.
Puede utilizarse en forma doméstica para la cocción de alimentos o calentamiento de
agua.
2.2.5.2.2 GLP Comercial/Industrial
Es una fuente de energía, la cual es comercializado a granel y su precio es
determinado por la libre competencia. Su uso industrial es como combustible en hornos,
secadores y calderas de diferentes tipos de industrias. También en motores de
combustión interna y en turbinas de gas para generación de energía eléctrica.
2.2.5.2.3 GLP Automotor.
Aquí este compuesto es comercializado a granel y su precio de venta esta
referenciado al precio de la gasolina de 87 octanos. Este es uno de los combustibles
que hay que tratar de comercializar en muchos países, ya que con se evita la
contaminación ambiental.
2.2.5.3 El Gas Natural para Vehículos (GNV)
Este compuesto es el mismo gas que se distribuye en forma directa a través de
redes, de transporte y distribución de gas existentes en las principales ciudades y zonas
industriales del país. El Programa de Petróleos de Venezuela encomendados a
CORPOVEN en 1988 con el fin de promover el uso del gas natural en el mercado
interno, como combustible de automotor alterno de la gasolina. En Venezuela se ha
implementado por medio de PDVSA la instalación de gas natural para vehículos y se ha
obtenido excelentes resultados. Además por ser el gas natural un hidrocarburo limpio
sin químicos ni aditivos protege y prolonga la vida del motor de su vehículo, ya que es
puro (C1). Además protege el ambiente ya que no tiene ningún tipo de contaminante.
62
Figura 16. Uso de los componentes del gas natural (Fuente: PDVSA GAS, 2011)
CAPITULO III
MARCO METODOLÓGICO
Este será el apartado del trabajo que dará el giro a la investigación, es donde se
expone la manera como se va a realizar el estudio, los pasos para realizarlo, incluye el
tipo o tipos de investigación, las técnicas y procedimientos que serán utilizados para
llevar a cabo dicha investigación, es el "cómo" se realizará el estudio para responder las
interrogantes planteadas.
3.1. Tipo de Investigación
De acuerdo al planteamiento de Jacqueline Hurtado “El objetico general que
desea alcanzar el investigador al finalizar el estudio, determina el tipo de investigación a
realizar.”11
Así mismo, esta autora clasifica los tipos de investigación u holotipo en diez:
exploratoria, descriptiva, comparativa, analítica, explicativa, predictiva, proyectiva,
interactiva, confirmatoria y evaluativa. “Estos holotipos están ligados en una secuencia
continua, y al igual que los objetivos, cada holotipo de mayor profundidad contiene los
holotipos anteriores.”11
A partir de esta tipificación podemos decir, que la presente investigación es del
tipo descriptiva, la cual el propósito es: “Exponer el evento estudiado, haciendo una
enumeración detallada de sus características, de modo tal que en los resultados se
pueden obtener dos niveles, dependiendo del fenómeno y del propósito del
investigador: un nivel más elemental, en el cual se logra una clasificación de la
información de función de características comunes, y un nivel más sofisticado en el cual
se ponen en relación los elementos observados a fin de obtener una descripción más
detallada.”11
64
Dentro de este tipo de investigación también se pueden ubicar: “¿Cuáles son las
características del mapa genético humano? ¿Cuál es la calidad de los procesos de
formación docente en Colombia?”11
“En la investigación descriptiva, además de la observación se pueden utilizar
otras técnicas como la encuesta, la entrevista o las técnicas de revisión documental.”11
3.2. Diseño de la Investigación
“El diseño de investigación hace explícitos los aspectos operativos de la misma.
Si el tipo de investigación se define con base en el objetivo, el diseño de investigación
se define con base en el procedimiento”11
“El diseño se refiere a donde y cuando se recopila la información, así como la
amplitud de la información a recopilar, de modo que se pueda dar respuesta a la
pregunta de investigación de la forma más idónea posible.”11
Existen muchas propuestas de clasificación de los tipos de diseños de
investigación, pero de manera primaria, en relación al ambiente y las fuentes a recurrir
para la recolección de datos, se pueden clasificar en: diseño de campo, diseño de
laboratorio, diseño documental y diseño de fuente mixta.
En base a lo mencionado anteriormente se establece para esta investigación un
diseño documental, ya que se recurre a “fuentes no vivas, sino documentos o restos”.11
3.3. Técnicas de recolección de datos.
Es necesario que el investigador seleccione las técnicas y los instrumentos
mediante los cuales obtendrá la información necesaria para llevar a cabo la
investigación.
65
“Las técnicas tienen que ver con los procedimientos utilizados para la recolección
de los datos, es decir, el cómo. Estas pueden ser de revisión documental, observación,
encuestas y técnicas sociometrías, entre otras.”11
En este estudio, para la recolección de la información se utilizó la técnica de
Revisión Documental. El empleo de esta técnica permitió obtener contenidos
relacionados al tema de la investigación y permitió constituir los fundamentos teóricos
de la misma, a través de la revisión de textos, normas, revistas, el uso de internet, entre
otras fuentes.
3.4. Técnicas de análisis de datos.
El instrumento empleado para el análisis e interpretación de datos, se basó en el
uso de simulador Simsci PROII 8.1®, y Excel 2002, versión en español para Windows
XP, lo que permitió la captura de datos, tabulación computarizada de los datos, diseño
de cuadros y gráficos para visualizar los resultados.
3.5. Descripción del Procedimiento
A continuación se muestran cada una de las etapas necesarias para llevar a
cabo la utilización de un absorbedor en la planta de extracción de líquidos de Santa
Barbará para la recuperación de propano.
Fase I - Descripción las características operacionales de la Planta de Extracción
de Líquidos Santa Bárbara
Fue realizada una revisión bibliográfica para determinar las características de
diseño de la Planta de Extracción de Líquidos Santa Bárbara, a través de diagramas de
planta, diagramas de proceso y publicaciones que hacen referencia a ella.
A partir de esta revisión bibliográfica, fue recopilada la información de las
características de diseño de los principales equipos, tales como la presión, temperatura,
66
flujos másicos, volumétricos y molares, y la composición de las corrientes principales en
la Planta de Extracción de Líquidos Santa Bárbara. Usando los datos recopilados,
fueron descritas las características operacionales de la planta.
Fase II - Descripción las características de los fluidos manejados en la Planta de
Extracción de Líquidos de Santa Bárbara.
Utilizando las características operacionales descritas anteriormente, se realizó
una simulación de los procesos y corrientes principales de la Planta de Extracción de
Líquidos de Santa Bárbara, mediante el empleo del simulador Simsci PROII 8.1®,
donde fue usado como criterio de selección del método termodinámico, aquél que mejor
representó las condiciones de la corriente de alimentación de la planta, con respecto a
las consideraciones operacionales encontradas en la bibliografía
Basándose en los datos de salida generados por el simulador se procedió a
describir las características de los fluidos de cada una de las corrientes presentes en la
planta como la presión, temperatura, composición, flujo y caudal. Además, para
establecer una relación a los cambios de los fluidos en los equipos o corrientes fueron
utilizados diagramas de fases, también llamadas envolventes de fase por el simulador.
Fase III - Determinación de las características de funcionamiento de la Planta de
Extracción de Líquidos de Santa Bárbara incluyendo en el proceso un
absorbedor.
Se modificó la simulación anteriormente realizada de la Planta de Extracción de
Líquidos de Santa Bárbara, adaptando un absorbedor con el fin de generar una
corriente más pobre en hidrocarburos pesados que será usada como reflujo en la
columna de recuperación.
Para la determinación de las condiciones del sistema para realizar la simulación
se realizó una optimización de las variables, como presión del absorbedor, temperatura
del líquido antes y después del absorbedor, numero de etapas teóricas de equilibrio y
numero de plato de alimentación en la columna de recuperación, presentadas en la
67
tabla 1 así como el rango optimo esperado de forma que se logre la máxima
recuperación de propano en el sistema.
Tabla 1. Variables a utilizar en el optimizador.
Variables Unidad
Presión del Absorbedor (psig)
Temperatura liquido antes del Absorbedor (ºF)
Temperatura gas después del Absorbedor (ºF)
Numero de etapas teóricas del Absorbedor Adimensional
Plato de alimentación corriente intermedia Adimensional
Plato de alimentación corriente inferior Adimensional
Usando los valores obtenidos como resultado de la optimización por el simulador
se describieron las características de los fluidos de cada una de las corrientes
presentes en la planta, y de las características de operación de los diferentes equipos.
Fase IV - Análisis comparativo los procesos de Extracción de Líquidos
Convencional y con la inclusión del absorbedor.
Luego de realizar la simulación original y con la inclusión del absorbedor, se
realizó un análisis comparativo en cuanto al porcentaje de recuperación de etano y
propano tanto en la columna de extracción como en el proceso completo, el trabajo de
compresión necesario y los calores y temperaturas de operación necesarios en los
rehervidores y condensador de las columnas.
A continuación se realizó un dimensionamiento y una estimación del costo total
del absorbedor, incluyendo los costos asociados a la instalación y puesta en
funcionamiento del absorbedor adicionado en la modificación propuesta.
68
Con base a los datos anteriores se realizó un estudio económico preliminar
acerca de la rentabilidad de la modificación de la planta con la inclusión del absorbedor
mediante un análisis de costos usando los valores presentados en la tabla 2
encontrados en la literatura.
Tabla 2. Costos de variables consideradas para el análisis económico preliminar.
Variables Consideradas Costo
Etano Perdido ($/lb) 0,0612
Propano Recuperado ($/lb) 0,1212
Butano Recuperado ($/lb) 0,1412
C5+ Recuperado ($/lb) 0,1612
Costo de Refrigeración con Propano ($/MMBTU) 4,7513
Vapor de Calentamiento de Baja Presión ($/MMBTU) 2,98
14
Vapor de Calentamiento de Media Presión ($/MMBTU) 3,58
13
Costo de Electricidad para la Compresión ($/MMBTU) 20,4214
CAPÍTULO IV
RESULTADOS Y DISCUSIONES
La Planta de Extracción de Líquidos Santa Bárbara presenta unas características
de diseño que son reportadas en la literatura [referencia] y, además se encuentra el
diagrama de flujo de la sección principal que se halla representado por la figura 17,
donde se aprecian los equipos y corrientes principales para llevar a cabo el proceso de
extracción de líquidos a la corriente de gas natural.
La alimentación de la planta es por diseño, 400 MMSCFD de gas natural, el cual
ha sido tratado previamente en una sección de endulzamiento con aminas, y dos
secciones de deshidratación, primero con glicoles y luego con tamices moleculares. La
composición de la alimentación, previamente tratada, se puede observar en la tabla 3.
Tabla 3. Composición de la alimentación al salir de la zona de deshidratación.
Compuesto % Molar
Nitrógeno 0.230830
Dióxido de Carbono 4.800000
Metano 74.170000
Etano 10.560000
Propano 6.430000
Isobutano 0.998610
Butano 1.660000
Isopentano 0.419560
Pentano 0.333660
Hexano 0.204070
Heptano 0.111890
Octano 0.052146
Nonano 0.021121
Decano 0.006183
Agua < 0,1 ppm
70
Fig
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17.
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la
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.
71
La corriente de alimentación a la sección de extracción y fraccionamiento entra
en su punto de rocío a una presión de 1165 psig y 90 ºF. Esta alimentación se divide en
dos corrientes, las cuales van a secciones diferentes.
La primera corriente corresponde a 273 MMSCFD, la cual es usada en la
columna de extracción cumpliendo la función de fluido de calentamiento para dos
secciones de rehervidores laterales en serie; en la primera sección se usan para
calentar el líquido proveniente de la etapa teórica numero catorce, con la cual la
temperatura de la corriente disminuye hasta 67 ºF, luego pasa a la siguiente sección
donde se calienta el fluido proveniente de la etapa teórica número diez, en la cual la
temperatura de la corriente disminuye hasta 30 ºF.
La segunda corriente corresponde a 127 MMSCFD, la cual es enfriada en el
intercambiador criogénico hasta una temperatura de -1 ºF, mediante la transferencia de
calor con la corriente del tope de la columna de extracción.
Las dos corrientes previamente divididas en la alimentación se mezclan
nuevamente, luego de haber pasado por sus respectivas secciones, lo cual da como
resultado una corriente que posee unas condiciones de 1160 psig y 20 ºF.
A continuación, esta corriente pasa por un proceso de refrigeración mecánica,
donde la temperatura y presión se reducen hasta 1140 psig y -4 ºF, ocasionando que
una parte del fluido se condense.
Esta corriente se introduce en un separador horizontal a las mismas condiciones
de presión y temperatura.
La corriente de fondo del separador horizontal se hace pasar por una válvula de
estrangulamiento (Válvula J-T) donde su presión disminuye hasta 442 psig a entalpía
constante, lo cual origina una vaporización de una parte del liquido y que la corriente se
enfríe hasta -48 ºF.
72
Esta corriente sirve como alimentación a la columna de extracción en la etapa
teórica número cinco.
La corriente gaseosa del tope del separador horizontal se divide en dos
corrientes, cuyos flujos dependerán de la composición del gas alimentado.
Aproximadamente el 60% del caudal de gas se alimenta al expansor, donde la
presión disminuye hasta 441 psig con una alta eficiencia isentrópica a la vez que se
produce trabajo, lo cual da como resultado que la temperatura disminuya hasta -70 ºF.
Esta corriente es alimentada en la segunda etapa teórica de la columna de extracción.
El resto del caudal de gas se dirige hacia el intercambiador criogénico, donde su
temperatura desciende hasta -87 ºF, mediante la transferencia de calor con la corriente
del tope de la columna de extracción, para luego atravesar una válvula de
estrangulamiento (Válvula J-T) donde se expande, desde una presión de 1130 psig
hasta 440 psig, a consecuencia de lo cual su temperatura baja hasta -118ºF.
Esta corriente es alimentada a la primera etapa teórica de la columna de
extracción.
La columna de extracción presenta 18 etapas teóricas, más un rehervidor en el
fondo y dos rehervidotes laterales del liquido en las etapas diez y catorce.
El gas producto de tope se encuentra a 440 psig y -101 ºF, que es usado en el
intercambiador criogénico como fluido de enfriamiento.
Las condiciones a la salida del intercambiador criogénico son de 430 psig y 54
ºF. El producto de fondo presenta una presión y temperatura de 445 psig y 79 ºF
respectivamente, el cual se alimenta a la columna de fraccionamiento en la etapa
teórica numero 13.
73
La columna de fraccionamiento tiene 30 etapas teóricas, además de un
condensador de tope y rehervidor de fondo. Esta columna trabaja como una
deetanizadora, consiguiendo un producto de fondo con un valor menor a 1% de
concentración de etano.
El producto de fondo sale del rehervidor a una presión y temperatura de 445 psig
y 218 ºF respectivamente, que luego se le aumenta la presión en una bomba y se enfría
en un chiller para alcanzar los 485 psig y 120 ºF, correspondiendo a las condiciones
para ser enviado a la planta de fraccionamiento.
El producto de tope de la columna de fraccionamiento se halla a 435 psig y 32
ºF, la cual se mezcla con el producto de tope de la columna de extracción, después de
haber abandonado el intercambiador riguroso, originándose una corriente que es
alimentada a un separador vertical para remover cualquier liquido que haya
condensado, que opera a 430 psig y 47 ºF.
El tope del separador entra al precompresor, donde se usa el trabajo generado
por el expansor para aumentar la presión del gas hasta 484 psig, lo cual genera un
incremento de temperatura hasta 75 ºF.
Después de pasar por otro separador vertical, se comprime nuevamente el gas
hasta 1240 psig, que hace que se caliente hasta 221 ºF, luego de lo cual es enfriado en
un chiller hasta 120 ºF, el cual tiene las condiciones necesarias para ser enviado como
gas residual.
En la figura 18 se puede observar la simulación realizada en el simulador de
procesos PROII 8.1, donde se observan algunas diferencias con el diagrama de flujo.
74
Fig
ura
18.
Sim
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Pla
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.
75
El intercambiador criogénico fue dividido en dos equipos (CRIOG_EX1 y
CRIOG_EX2), de forma que fuese observada la división interna que este equipo posee,
sin que esto afecte las condiciones generales del proceso.
Los rehervidores laterales de la columna de extracción se encuentran
especificados internamente, de forma que se tomaron las corrientes laterales
(LATERAL_10 y LATERAL_14) como corrientes pseudo-productos representadas por
las líneas punteadas, de forma que no afecten el balance de masa y energía, pero que
permitan ser usadas en los equipos fuera de la columna (REHERV_LAT_10 y
REHERV_LAT_14), para comprobar que no existan cruces de temperaturas.
La corriente de alimentación (1) se encuentra en su punto de rocío por diseño,
por lo que para la selección del método termodinámico a usar se compararon los
resultados predichos por los métodos de Soave-Redlich-Kwong y Peng-Robinson para
esta corriente.
Como se puede notar en la figura 19, el método que mejor representa el sistema
estudiado es el de Peng-Robinson, donde la corriente se ubica de forma casi perfecta
en la línea de vapor saturado.
76
Fig
ura
19.
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.
77
En la figura 20 se encuentra representado el paso de los fluidos en la división
inferior de la corriente de alimentación, donde atraviesan los rehervidores laterales.
La corriente 2 se encuentra a 1165 psig y 90 ºF, se enfría en el primer rehervidor
lateral (REHERV_LAT_14) mediante el intercambio de calor con la corriente
proveniente de la columna de extracción (LATERAL_14) hasta una temperatura de 67
ºF, originando la corriente 2A donde parte del gas condensó hasta llegar a una fracción
molar de liquido de 1,65%.
La corriente 2A, pasa a través del segundo rehervidor lateral (REHERV_LAT_10)
donde su temperatura disminuye hasta 30 ºF, por el intercambio de calor con la
corriente proveniente de la columna de extracción (LATERAL_14), alcanzando una
fracción molar de liquido de 10,01%, para luego entrar al equipo mezclador (MEZCL_1).
78
Fig
ura
20.
Dia
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n.
79
En la figura 21 se encuentra representado el paso de los fluidos en la división
superior de la corriente de alimentación, la cual pasa por el intercambiador criogénico.
Las condiciones de la corriente 3 son 1165 psig de presión y 90 ºF de
temperatura, la cual pasa a través del equipo de intercambio de calor criogénico
(CRIOGEN_EX2) donde su temperatura disminuye hasta -1 ºF, mediante la
transferencia de calor con la corriente del tope de la columna de extracción, alcanzando
una fracción molar de liquido de 25,16% correspondiente a la corriente 3A, para luego
entrar al equipo mezclador (MEZCL_1).
A continuación, las corrientes 3A y 2B se unen en el mezclador (MEZCL1) para
producir la corriente 4 que está a 1160 psig y 19,62 ºF mostrada en la figura 22, la cual
presenta una fracción molar de liquido de 13,98%. Esta corriente pasa por el sistema de
refrigeración mecánica con propano, donde su temperatura disminuye hasta -4 ºF, con
una caída de presión que lo lleva hasta 1140 psig, alcanzando una fracción molar de
liquido de 26,69%.
80
Fig
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21.
Dia
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22.
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.
82
La corriente 4A se alimenta al separador horizontal (SEP_HORIZON), el cual
opera de forma adiabática a las condiciones de la alimentación, por lo que su punto de
operación está a una temperatura de -4 ºF y presión de 1140 psig.
En este equipo se da una separación flash, la corriente 5 sale del equipo por el
fondo con el producto en fase líquida, y la corriente 6 sale por el tope con el producto en
fase vapor.
Las composiciones de estas corrientes y sus respectivas envolventes se
aprecian en la figura 23 donde el punto de cruce de estas curvas es precisamente el
punto de operación del separador.
La corriente 6 en fase vapor es más rica en componentes livianos, mientras que
la corriente en fase líquida es más rica en componentes pesados.
83
Fig
ura
23.
Dia
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84
En la figura 24 se aprecia la corriente 5, la cual se encuentra a -4 ºF de
temperatura y una presión de 1140 psig.
A estas condiciones la corriente se encuentra en estado de liquido saturado,
luego cruza la válvula de estrangulamiento (VALV_J-T1), donde su temperatura y
presión son reducidas de forma isentálpica, para producir la corriente 5A que está a
441,9 psig y -48 ºF, resultando en una fracción molar de líquido de 54,79%.
Esta corriente es usada como alimentación intermedia en la columna de
extracción (COLUM_EXTRAC) en la etapa teórica 5.
La corriente 6 procedente del tope del separador horizontal (SEP_HORIZ) entra
en el divisor de corriente (DIV2), donde el 60% del flujo va hacia la corriente 7 y el 40%
del flujo restante hacia la corriente 8.
85
Fig
ura
24.
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86
En la figura 25 se aprecia el recorrido de la corriente 7 y la corriente 8.
La corriente 7 entra al expansor, el cual trabaja con una eficiencia adiabática del
85%, resultando en la corriente 7A cuya presión y temperatura disminuye, debido a la
expansión isentrópica, hasta 440,6 psig y -73 ºF, originando que una parte del gas se
condense hasta una fracción molar de líquido de 15,14%.
La corriente 8 atraviesa el equipo de intercambio de calor criogénico
(CRIOGEN_EX1) donde su temperatura disminuye hasta -87 ºF, mediante la
transferencia de calor con la corriente del tope de la columna de extracción, llegando
conformar la corriente 8A que se encuentra en estado de líquido subenfriado.
Luego cruza la válvula de estrangulamiento (VALV_J-T2), donde su temperatura
y presión son reducidas de forma isentálpica, para producir la corriente 8B que está a
440 psig y -119,32 ºF, resultando en una fracción molar de líquido de 70,39%.
La corriente 7A es usada como alimentación superior en la columna de
extracción (COLUM_EXTRAC) en la etapa teórica 2.
La corriente 8B es usada como alimentación de tope en la misma columna en la
etapa teórica 1.
87
Fig
ura
25.
Dia
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88
La columna de extracción (COLUM_EXTRAC) consta de 18 etapas teóricas más
un rehervidor en el fondo. Esta opera a la presión de tope de 440 psig y una caída de
presión a lo largo de la columna de 5 psi. La especificación usada es que el rehervidor
opere a 79 ºF, valor igual al de diseño.
El producto de tope de la columna de extracción (COLUM_EXTRAC)
corresponde a la corriente 9. En la tabla 4 se muestra el flujo total, la composición y
recuperación de los compuestos livianos por esta corriente, el metano se recupera en
un 98,99%, mientras que se pierde un 3,38% de propano, cantidades menores al 1%
para los butanos y menores al 0,1% para los pentanos. El flujo equivale al 79,7% del
alimentado a la columna.
Tabla 4. Composición, recuperación y flujo de la corriente de tope de la columna de extracción.
Corriente 9 Composición Recuperación Flujo Vol. Estándar
Compuesto % Molar % (MMSCFD)
Nitrógeno 0.289780 100.00 318.830
Dióxido de Carbono 3.670000 60.83
Metano 92.180000 98.99
Etano 3.580000 27.00
Propano 0.272510 3.38
Isobutano 0.008683 0.69
Butano 0.008370 0.40
Isopentano 0.000381 0.07
Pentano 0.000232 0.06
89
El trayecto de la corriente 9 se muestra en la figura 26, la cual abandona la
columna como vapor saturado a una presión de 440 psig y una temperatura de -101,13
ºF, para luego atravesar el intercambiador criogénico (CRIOGEN_EX1 y
CRIOGEN_EX2), donde se aprovecha como fluido de enfriamiento mientras aumenta
su temperatura hasta -23,83 ºF en la corriente 9A y 55,74 ºF en la corriente 9B. Esta
corriente se alimenta al mezclador para producto de tope (MEZCL2). El producto de
fondo de la columna de extracción (COLUM_EXTRAC) corresponde a la corriente 10.
En la tabla 5 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los compuestos
pesados por esta corriente. Se arrastra un 1% del metano y un 73% del etano que
entra en la columna, mientras que se recupera un 96,62% de propano, más de 99%
para los butanos, de 99,9% para los pentanos y un 100% de los más pesados. El flujo
equivale al 21,3% del alimentado a la columna.
Tabla 5. Composición, recuperación y flujo de la corriente de fondo de la columna de extracción.
Corriente 10 Composición Recuperación Flujo Liq. Estándar
Compuesto % Molar % (gpm)
Dióxido de Carbono 9.240000 39.17 1,531.890
Metano 3.670000 1.01
Etano 37.900000 73.00
Propano 30.540000 96.62
Isobutano 4.870000 99.31
Butano 8.130000 99.60
Isopentano 2.060000 99.93
Pentano 1.640000 99.94
Hexano 1.000000 99.99
Heptano 0.549990 100.00
Octano 0.256320 100.00
Nonano 0.103820 100.00
Decano 0.030393 100.00
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26.
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91
El producto de fondo de la columna de extracción (COLUM_EXTRAC)
corresponde a la corriente 10.
En la tabla 5 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos pesados por esta corriente.
Se arrastra un 1% del metano y un 73% del etano que entra en la columna,
mientras que se recupera un 96,62% de propano, mas de 99% para los butanos, de
99,9% para los pentanos y un 100% de los más pesados.
El flujo equivale al 21,3% del alimentado a la columna.
La corriente 10 sale por el fondo de la columna, a las condiciones del rehervidor
como líquido saturado a una presión de 445 psig y una temperatura de 79 ºF como se
muestra en la figura 27, para luego ser alimentado a la columna de fraccionamiento
(COLUM_FRACC) en la etapa teórica 14.
La columna de fraccionamiento (COLUM_FRACC) consta de 30 etapas teóricas
más un condensador en el tope y un rehervidor en el fondo.
Esta columna tiene una presión de tope de 440 psig y una caída de presión a lo
largo de la columna de 5 psi.
La especificaciones usadas son que el condensador opere a 32 ºF y 435 psig,
mientras que el rehervidor se encuentre a 218 ºF y 445 psig, valores iguales a los de
diseño.
92
Fig
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27.
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93
El producto de tope de la columna de fraccionamiento (COLUM_FRACC)
corresponde a la corriente 12.
En la tabla 6 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos livianos por esta corriente, el metano y dióxido de carbono se recupera en
un 100%, mientras que se pierde un 0,88% de propano y un 0% de los compuestos
más pesados que éste.
El flujo equivale al 50,7% del alimentado a la columna.
Tabla 6. Composición, recuperación y flujo de la corriente de tope de la columna de fraccionamiento.
Corriente 12 Composición Recuperación Flujo Vol. Estándar
Compuesto % Molar % (MMSCFD)
Dióxido de Carbono
18.240000 100.00 41.278
Metano 7.240000 100.00
Etano 74.000000 98.97
Propano 0.520000 0.88
El diagrama de fases de la corriente 12 se muestra en la figura 28, la cual
abandona la columna como vapor saturado a las condiciones del condensador, 32 ºF
y 435 psig. Esta corriente se alimenta al mezclador para producto de tope (MEZCL2).
94
Fig
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28.
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95
Luego, las corrientes 9B y 12 se unen en el mezclador (MEZCL2) para producir
la corriente 13 que está a 430 psig y 48,55 ºF, cuyo diagrama de fases se muestra en la
figura 29.
Esta corriente pasa por un separador vertical (SEP_VERT1) que trabaja de forma
adiabática, en caso de que haya arrastre de líquido, para entrar en el precompresor
(PRECOMPRESOR) como la corriente 14.
En el equipo se le aumenta la presión y el gas se calienta de forma que el trabajo
realizado sobre el fluido sea igual al producido por el expansor y la eficiencia adiabática
sea del 85%.
El producto del precompresor es la corriente 14A que se encuentra a 514,8 psig
y 73,43 ºF la cual entra en un segundo separador vertical (SEP_VERT2) que opera de
forma adiabática, para el caso que se condense liquido al comprimir, originando la
corriente 15 que es usada como alimentación al compresor principal (COMPRESOR).
El compresor principal aumenta la presión del gas hasta 1240 psig, originando la
corriente 15A que se produce a una temperatura de 211,89 ºF operando a con una
eficiencia adiabática del 85%.
La corriente 15A se enfría mediante un enfriador operado con aire (CHILLER2)
obteniéndose la corriente y 120 ºF.
96
Fig
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29.
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97
El producto de fondo de la columna de fraccionamiento (COLUM_FRACC)
corresponde a la corriente 11. En la tabla 7 se muestra el flujo total, la composición y
recuperación de los compuestos pesados por esta corriente. Se arrastra un 1,03% del
etano que entra en la columna, mientras que se recupera un 99,12% de propano y un
100% de los más pesados. El flujo equivale al 49,3% del alimentado a la columna.
Tabla 7. Composición, recuperación y flujo de la corriente de fondo de la columna de fraccionamiento.
Corriente 11 Composición Recuperación Flujo Liq. Estándar
Compuesto % Molar % (gpm)
Dióxido de Carbono 0.000000 0.00 836.320
Metano 0.000000 0.00
Etano 0.790650 1.03
Propano 61.400000 99.12
Isobutano 9.890000 100.00
Butano 16.480000 100.00
Isopentano 4.180000 100.00
Pentano 3.320000 100.00
Hexano 2.030000 100.00
Heptano 1.120000 100.00
Octano 0.519820 100.00
Nonano 0.210550 100.00
Decano 0.061638 100.00
La corriente 11 sale por el fondo de la columna, a las condiciones del rehervidor
como líquido saturado a una presión de 445 psig y una temperatura de 218 ºF, para
luego ser alimentado a una bomba que aumenta la presion del fluido hasta 515 psig
operando con una eficiencia del 80%, aumentando la temperatura de la corriente 11A
producida hasta 220,5 ºF, como se muestra en la figura 30.
98
Fig
ura
30.
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99
Luego se enfría la corriente mediante un intercambiador que usa aire como fluido
de enfriamiento (CHILLER1) para originar la corriente liquida producto para ser enviada
hacia la planta de fraccionamiento (SALIDA_A_LNG) a 120 ºF y 485 psig. A estas
condiciones el fluido se encuentra en estado de líquido subenfriado, como se observa
en la figura 30, y la corriente puede viajar una distancia considerable hasta la planta de
fraccionamiento sin que la caída de presión origine formación de gas en el seno del
líquido. En la tabla 8 se observa las composiciones de entrada y salida de la planta
simulada y la recuperación de los componentes por cada una de las corrientes. La
recuperación del propano en la salida de líquidos del gas natural de la planta alcanza el
95,77% y casi 100% de los compuestos más pesados.
Tabla 8. Composición y recuperación de la alimentación y los productos de la planta.
Composición Recuperación
Alimentación Salida a LNG Gas Residual Salida a LNG Gas Residual
Compuesto % Molar % Molar % Molar % %
Nitrógeno 0.2308 0.0000 0.2566 0.00 100.00
Dióxido de Carbono 4.8000 0.0000 5.3400 0.00 100.00
Metano 74.1700 0.0000 82.4400 0.00 100.00
Etano 10.5600 0.7907 11.6500 0.75 99.25
Propano 6.4300 61.4000 0.3021 95.77 4.23
Isobutano 0.9986 9.8900 0.0077 99.31 0.69
Butano 1.6600 16.4800 0.0074 99.60 0.40
Isopentano 0.4196 4.1800 0.0003 99.93 0.07
Pentano 0.3337 3.3200 0.0002 99.94 0.06
Hexano 0.2041 2.0300 0.0000 99.99 0.01
Heptano 0.1119 1.1200 0.0000 100.00 0.00
Octano 0.0521 0.5198 0.0000 100.00 0.00
Nonano 0.0211 0.2106 0.0000 100.00 0.00
Decano 0.0062 0.0616 0.0000 100.00 0.00
100
En la tabla 9 se aprecian los diferentes gastos energéticos como resultado de la
simulación de la planta.
Tabla 9. Gastos energéticos de los diferentes equipos de la planta.
Equipo Gasto de Energía
Compresor HP 19254,4
Rehervidor - Columna de Extracción MM BTU/hr 7,0928
Condensador - Columna de Fraccionamiento MM BTU/hr 24,7683
Rehervidor - Columna de Fraccionamiento MM BTU/hr 58,6492
Para verificar que no existieran cruces internos de temperatura en los
intercambiadores, se realizaron las gráficas de calor contra temperatura mostradas en
las figuras 31 y 32.
En la figura 31 se observa el comportamiento de los fluidos dentro del
intercambiador criogénico, el cual fue simulado de forma unificada en la unidad
CRIOGENIC_EX, donde se puede notar que la separación realizada anteriormente de
éste mediante el empleo de los intercambiadores CRIOG_EX1 y CRIOG_EX2 está
justificada debido a que no existe solapamiento en los rangos de temperatura donde
ocurre el intercambio de calor.
La diferencia media de temperatura (MTD) es de 22 ºF y el mínimo acercamiento
interno de temperaturas (MITA) es de 14ºF.
En la figura 32 se aprecia el comportamiento de los fluidos en los rehervidores
laterales 10 y 14 donde se comprueba que no existan cruces de temperatura. Las
diferencias media de temperatura (MTD) son de 46 ºF y de 26 ºF respectivamente.
101
Fig
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31.
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32.
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103
La simulación de la planta se modificó añadiendo el absorbedor, la cual se
muestra en la figura 33, donde se realiza una transferencia de masa entre la corriente 8
de gas saturado y la corriente 5A de líquido que es subenfriado en una nueva sección
del intercambiador criogénico que fue agregada (CRIOG_EX3).
Las corrientes a partir del absorbedor añadido hacia aguas abajo en la planta
sufren cambios con respecto a las de la simulación anterior por lo que se designarán de
forma diferente, pero haciendo referencia a la corriente respectiva en la simulación
anterior, esto es usando un punto después del número correspondiente para
diferenciarse.
Para determinar las condiciones a las cuales se va a realizar la simulación se
necesita establecer las condiciones de un número considerable de variables, como la
presión de operación y numero de etapas teóricas del absorbedor, temperatura del
líquido subenfriado que entra al absorbedor y la temperatura a la cual el gas de salida
del absorbedor es enfriado.
Además, debido a los cambios en las composiciones y condiciones de entrada
de los fluidos a la torre de extracción, el número de la etapa teórica de alimentación
para la alimentación intermedia e inferior.
104
Fig
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33.
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105
Las temperaturas a las cuales se pueden enfriar los fluidos dependen del calor
disponible en la corriente de tope de la columna de extracción, por lo que se añadieron
controladores que ajustan la temperatura en los intercambiadores criogénicos
CRIOG_EX1 y CRIOG_EX3 de forma que se mantenga el mínimo acercamiento interno
de temperaturas de 14 ºF de forma que sea igual al resultante en la simulación de la
planta sin la modificación del absorbedor.
En la tabla 10 están listadas todas las variables a establecer en la simulación,
donde las variables de temperatura son dependientes de las demás condiciones
mediante el empleo de los controladores. Las demás variables serán optimizadas en la
simulación mediante el empleo del elemento optimizador con su valor predeterminado y
su rango de variación de forma de lograr la mayor recuperación de propano, excepto el
número de etapas teóricas del absorbedor, que no puede ser agregado como variable
en el optimizador y, por lo tanto, se realizará una optimización para cada valor en el
rango señalado de 2 a 8 etapas teóricas.
Tabla 10. Variables, valor predeterminado y rango de variación para la optimización.
Variables Tipo Predeterm. Rango
Presión del Absorbedor (psig) Independiente 1000 500 a 1100
Temperatura liquido antes del Absorbedor (ºF) Dependiente - -
Temperatura gas después del Absorbedor (ºF) Dependiente - -
Numero de etapas teóricas del Absorbedor Independiente - 2 a 8
Plato de alimentación corriente intermedia Independiente 3 2 a 8
Plato de alimentación corriente inferior Independiente 5 4 a 10
Para realizar la optimización se realizó una estimación de la caída de presión por
plato en el absorbedor para un factor de inundación del 78% (valor predeterminado del
simulador), resultando en 0,075 psi. Usando una eficiencia de plato de 0.2 (valor
106
estándar para los absorbedores) se determinó que la caída de presión por etapa teórica
en el absorbedor a usar es de 0,375 psi.
Los resultados de las variables de optimización se aprecian en la tabla 11 donde
el valor óptimo es el de 3 etapas teóricos donde la recuperación de propano es máxima.
El comportamiento es el esperado, donde a mayor número de etapas se dan las
condiciones para una mayor recuperación, pero después de 3 etapas teóricas, la caída
de presión que se genera en la absorbedora origina una pérdida de energía del sistema
que es mayor a la ganancia de una corriente de tope más rica en compuestos livianos
dando como consecuencia una disminución en la recuperación.
Tabla 11. Resultados de las variables y recuperación de propano en la optimización.
Platos Presión Plato de Alimentación Temp. Enfr. (ºF) Propano
Teóricos (psig) Intermedia Inferior Liquido Gas Recuperación (lb/h)
0 - 2 5 -4,00 -87,00 119360,10
2 1036,00 5 7 -17,87 -89,44 121168,33
3 1032,20 5 7 -19,72 -89,38 121172,08
4 1029,60 5 7 -21,02 -89,34 121167,85
5 1027,60 5 7 -21,97 -89,30 121163,17
6 1026,10 5 7 -22,71 -89,27 121154,00
7 1024,80 4 8 -23,30 -89,22 121140,57
8 1023,60 4 8 -23,76 -89,19 121131,42
En la tabla 12 se observa como varían los calores y los tamaños de las columnas
para el rango de valores optimizados del numero de etapas teóricas del absorbedor,
donde se aprecia una disminución en las relaciones de vaporización y reflujo, y en los
calores necesarios en las columnas, con un aumento en el numero de platos de la
absorbedora.
107
Tabla 12. Resultados de calores, relaciones de vaporización, reflujo en las columnas de extracción y fraccionamiento durante la optimización.
Columna de Extracción Columna de Fraccionamiento
Platos Calor (MMBTU/h) Relación Calor (MMBTU/h) Relación
Teóricos Rehervidor Vaporización Condensador Rehervidor Reflujo
0 7,0928 0,1220 -24,7683 58,6492 1,5382
2 7,9177 0,1329 -26,5790 60,4079 1,6891
3 7,7501 0,1299 -26,4441 60,2487 1,6830
4 7,6316 0,1278 -26,3442 60,1303 1,6784
5 7,5428 0,1262 -26,2654 60,0408 1,6748
6 7,4740 0,1250 -26,2004 59,9579 1,6717
7 7,4167 0,1240 -26,1339 59,8864 1,6684
8 7,3738 0,1232 -26,0827 59,8206 1,6657
Las corrientes aguas arriba del absorbedor presentan la misma composición y
condiciones de la simulación de la planta realizada anteriormente, por lo que se
procede a hacer una descripción de las corrientes a partir del absorbedor añadido.
. La corriente 5, la cual se encuentra a las condiciones de temperatura y presión
de -4 ºF y 1140 psig como líquido saturado, se subenfría hasta la temperatura de -19,72
ºF en la sección del intercambiador criogénico (CRIOG_EX3) originando la corriente 5A,
para emplearse como alimentación superior del absorbedor. La alimentación de fondo
del absorbedor corresponde a la corriente 8 que es vapor saturado a -4 ºF y 1140 psig.
En la figura 34 se distinguen los diagramas de fase y las composiciones para las
corrientes de entrada y salida del absorbedor, en los cuales se aprecia como el
absorbedor genera un producto de tope mas pobre en pesados con un diagrama de
fases apreciablemente de rango mas pequeño, lo cual como se espera generó una
mayor recuperación de líquidos del gas en el sistema. El producto de fondo también
presentó este comportamiento en el diagrama de fases pero de manera más sutil
siendo más rico en pesados.
108
Fig
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34.
Dia
gra
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109
La corriente (5.) corresponde al producto de fondo del absorbedor, el cual está
como líquido -13,26 ºF y 1032,95 psig, y atraviesa la válvula de estrangulamiento
(VALV_J-T1) donde se expande hasta 441,9 psig, originando que se enfríe hasta -52,61
ºF, para luego ser usado como alimentación inferior de la columna de extracción como
se aprecia en la figura 35.
La corriente (8.) es el producto de tope del absorbedor, que se encuentra como
vapor saturado a las condiciones de -17,74 ºF y 1032,2 psig, el cual es enfriado en la
sección del intercambiador criogénico CRIOG_EX1 hasta una temperatura de -89,38 ºF
correspondiente a la corriente (8.A) para luego pasar por la válvula de estrangulamiento
(VALV_J-T2) donde se expande a entalpia constante hasta las condiciones de 440 psig
y -121,67 ºF, originando la corriente (8.B), la cual presenta una fracción molar de liquido
de 68,56%.
El diagrama de fases correspondiente a este proceso se observa en la figura 36.
El producto de tope de la columna de extracción (COLUM_EXTRAC),
correspondiente a la corriente (9.) abandona la columna como vapor saturado a una
presión de 440 psig y una temperatura de -103,39 ºF, para luego atravesar las
diferentes secciones del intercambiador criogénico, donde se aprovecha como fluido de
enfriamiento, aumentando su temperatura hasta -33,72 ºF en la corriente (9.A), -22,59
ºF en la corriente (9.B) y 57,17 ºF en la corriente (9.C).
Esta corriente se alimenta al mezclador para producto de tope (MEZCL2) como
se aprecia en el diagrama de fases de la figura 37.
110
Fig
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35.
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36.
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37.
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113
En la tabla 13 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos livianos por la corriente (9.), el metano se recupera en un 98,85%, mientras
que se pierde un 2,39% de propano, cantidades menores al 1% para los butanos y
menores al 0,1% para los pentanos. El flujo equivale al 79,73% del alimentado a la
columna.
Tabla 13. Composición, recuperación y flujo de la corriente de tope de la columna de extracción.
Corriente 9. Composición Recuperación Flujo Vol. Estándar
Compuesto % Molar % (MMSCFD)
Nitrógeno 0.289500 100.00 319.143
Dióxido de Carbono 3.980000 66.06
Metano 91.960000 98.85
Etano 3.570000 26.96
Propano 0.192420 2.39
Isobutano 0.005997 0.48
Butano 0.005665 0.27
Isopentano 0.000236 0.04
Pentano 0.000142 0.03
El producto de fondo de la columna de extracción corresponde a la corriente
(10.), como líquido saturado a una presión de 445 psig y una temperatura de 79 ºF
como se muestra en la figura 38, para luego ser alimentado a la columna de
fraccionamiento en la etapa teórica 14.
114
Fig
ura
38.
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115
En la tabla 14 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos pesados por la corriente (10.) la cual arrastra un 1,15% del metano y un
73,04% del etano que entra en la columna, mientras que se recupera un 97,61% de
propano, mas de 99% para los butanos y casi 100% para los compuestos mas pesados.
Tabla 14. Composición, recuperación y flujo de la corriente de fondo de la columna de extracción.
Corriente 10. Composición Recuperación Flujo Vol Estándar
Compuesto % Molar % (gpm)
Dióxido de Carbono 8.040000 33.94 1,530.269
Metano 4.190000 1.15
Etano 38.060000 73.04
Propano 30.970000 97.61
Isobutano 4.900000 99.52
Butano 8.170000 99.73
Isopentano 2.070000 99.96
Pentano 1.650000 99.97
Hexano 1.010000 100.00
Heptano 0.552080 100.00
Octano 0.257290 100.00
Nonano 0.104210 100.00
Decano 0.030509 100.00
En la tabla 15 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos pesados por el producto de fondo de la columna de fraccionamiento que
corresponde a la corriente (11.), la cual arrastra un 0,80% del etano que entra en la
columna, mientras que se recupera un 99,60% de propano y un 100% de los más
pesados. El flujo equivale al 49,89% del alimentado a la columna.
116
Tabla 15. Composición, recuperación y flujo de la corriente de fondo de la columna de fraccionamiento.
Corriente 11. Composición Recuperación Flujo Vol Estándar
Compuesto % Molar % (gpm)
Dióxido de Carbono 0.000022 0.00 842.558
Metano 0.000000 0.00
Etano 0.612230 0.80
Propano 61.830000 99.60
Isobutano 9.830000 100.00
Butano 16.370000 100.00
Isopentano 4.150000 100.00
Pentano 3.300000 100.00
Hexano 2.020000 100.00
Heptano 1.110000 100.00
Octano 0.515670 100.00
Nonano 0.208870 100.00
Decano 0.061147 100.00
La corriente (11.) sale por el fondo de la columna como líquido saturado las
condiciones de 445 psig y 218 ºF, para luego ser alimentado a una bomba que aumenta
la presión y temperatura del fluido hasta 515 psig y 220,5 ºF, originando la corriente
(11.A) como se muestra en la figura 39.
Luego es enfriada mediante un intercambiador que usa aire como fluido de
enfriamiento (CHILLER1) para originar la corriente liquida producto para ser enviada
hacia la planta de fraccionamiento (SALIDA_A_LNG) a 120 ºF y 485 psig, cuyo
diagrama de fases y composición se aprecia en la figura 39.
117
Fig
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39.
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118
En la tabla 16 se muestra el flujo total, la composición y recuperación de los
compuestos livianos por el producto de tope de la columna de fraccionamiento, que
corresponde a la corriente (12.), donde el metano, nitrógeno y dióxido de carbono se
recupera en un 100%, un 99,20% de etano y se arrastra un 0,40% de propano.
Tabla 16. Composición, recuperación y flujo de la corriente de tope de la columna de fraccionamiento.
Corriente 12. Composición Recuperación Flujo Vol. Estándar
Compuesto % Molar % (MMSCFD)
Nitrógeno 0.000003 100.00 40,648
Dióxido de Carbono 16.040000 100.00
Metano 8.360000 100.00
Etano 75.350000 99.20
Propano 0.244790 0.40
Isobutano 0.000003 0.00
Butano 0.000001 0.00
Isopentano 0.000000 0.00
Pentano 0.000000 0.00
El diagrama de fases de la corriente (12.) se muestra en la figura 40, la cual
abandona la columna como vapor saturado a las condiciones del condensador, 32 ºF
y 435 psig. Esta corriente se alimenta al mezclador para producto de tope (MEZCL2).
119
Fig
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40.
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120
Luego, las corrientes (9.C) y (12.) se unen en el mezclador (MEZCL2) para
producir la corriente (13.) que está a 425 psig y 49,68 ºF, cuyo diagrama de fases se
muestra en la figura 41.
Esta corriente pasa por un separador vertical (SEP_VERT1) que trabaja de forma
adiabática, en caso de que haya arrastre de líquido, originando la corriente (14.), luego
en el precompresor, se le aumenta la presión y el gas se calienta de forma que el
trabajo realizado sobre el fluido sea igual al producido por el expansor y la eficiencia
adiabática sea del 85%.
El producto del precompresor es la corriente (14.A) que se encuentra a
condiciones de presión y temperatura de 472,68 psig y 71,97 ºF la cual entra en un
segundo separador vertical (SEP_VERT2) que opera de forma adiabática, produciendo
la corriente (15.) que es usada como alimentación al compresor principal.
El compresor principal aumenta la presión del gas hasta 1240 psig, originando la
corriente (15.A) que se encuentra a una temperatura de 224,13 ºF.
La corriente (15.A) se enfría mediante un enfriador operado con aire (CHILLER2)
originando la corriente gaseosa producto de la planta (GAS_RESIDUAL) la cual se
encuentra a 1210 psig y 120 ºF.
121
Fig
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41.
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122
En la tabla 17 se aprecian las composiciones de entrada y salida de la planta
simulada con el absorbedor añadido, y la recuperación de los componentes por las
corrientes.
La recuperación del propano en la salida de líquidos del gas natural de la planta
alcanza el 97,23%.
En la tabla 18 se aprecian los diferentes gastos energéticos como resultado de la
simulación de la planta con el absorbedor añadido.
En la figura 42 se observa el comportamiento de los fluidos dentro del
intercambiador criogénico, el cual fue simulado de forma unificada en la unidad
CRIOGENIC_EX, donde se aprecia que la separación realizada de éste equipo
mediante el empleo de los intercambiadores CRIOG_EX1, CRIOG_EX2 y CRIOG_EX3
está justificada a pesar de que existe un pequeño solapamiento de 2 ºF entre los rangos
donde ocurre el intercambio de calor.
La diferencia media de temperatura (MTD) es de 19 ºF y el mínimo acercamiento
interno de temperaturas (MITA) es de 14ºF.
En la figura 43 se aprecia el comportamiento de los fluidos en los rehervidores
laterales 10 y 14 donde se comprueba que no existen cruces de temperatura.
Las diferencias media de temperatura (MTD) son de 49 ºF y de 29 ºF
respectivamente.
123
Tabla 17. Composición y recuperación de la alimentación y los productos de la planta con el absorbedor.
Composición Recuperación
Alimentación Salida a LNG Gas Resid. Salida a LNG Gas Resid.
Compuesto % Molar % Molar % Molar % %
Nitrógeno 0,2308 0,0000 0,2568 0,00 100,00
Dióxido de Carbono 4,8000 0,0000 5,3400 0,00 100,00
Metano 74,1700 0,0000 82,5100 0,00 100,00
Etano 10,5600 0,6127 11,6800 0,59 99,41
Propano 6,4300 61,8300 0,1983 97,23 2,77
Isobutano 0,9986 9,8300 0,0053 99,52 0,48
Butano 1,6600 16,3700 0,0050 99,73 0,27
Isopentano 0,4196 4,1500 0,0002 99,96 0,04
Pentano 0,3337 3,3000 0,0001 99,97 0,03
Hexano 0,2041 2,0200 0,0000 100,00 0,00
Heptano 0,1119 1,1100 0,0000 100,00 0,00
Octano 0,0521 0,5157 0,0000 100,00 0,00
Nonano 0,0211 0,2089 0,0000 100,00 0,00
Decano 0,0062 0,0611 0,0000 100,00 0,00
Tabla 18. Gastos energéticos de los diferentes equipos de la planta con el absorbedor.
Equipo Gasto de Energía
Compresor HP 19.590,8
Rehervidor - Columna de Extracción MM BTU/hr 7,7501
Condensador - Columna de Fraccionamiento MM BTU/hr 26,4346
Rehervidor - Columna de Fraccionamiento MM BTU/hr 60,2406
124
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42.
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125
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43.
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.
126
En la tabla 19 se muestra la comparación de la recuperación de los diferentes
compuestos por la corriente de líquidos del gas natural, en la cual se aprecia que la
adición del absorbedor origina un arrastre de 0,16% menos de etano, un incremento en
la recuperación de propano de 1,45 % y sutiles incrementos en la recuperación de
compuestos mas pesados.
Esta recuperación de propano se encuentra en el orden de lo esperado según los
valores reportados en los antecedentes.
La inclusión del absorbedor genera gastos adicionales de energía en el
compresor y los intercambiadores de las columnas para que sigan trabajando a las
mismas condiciones como se encuentra reportado en la tabla 20, sin embargo todos
son menores al 10 %, lo que facilita que la mejora sea aplicada, debido a que los
equipos actuales podrían suplir la demanda adicional de energía.
Mediante la opción de evaluación y dimensionamiento de platos en el simulador y
usando los valores predeterminados, fue posible estimar las dimensiones de la columna
que están reportadas en la tabla 21.
Usando estos valores se siguió el procedimiento reportado en la literatura y
detallado en el apéndice para estimar el costo del absorbedor el cual fue de 273.176 $.
127
Tabla 19. Comparación de la recuperación de líquidos del gas natural para ambas simulaciones.
Sin Abs. Con Abs. Diferencia
Compuesto (lb/hr) % (lb/hr) % (lb/hr) %
Nitrógeno 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Dióxido de Carbono 0,07 0,00 0,07 0,00 0,00 0,00
Metano 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00
Etano 1.048,17 0,75 818,16 0,59 -230,01 -0,16
Propano 119.360,10 95,77 121.172,08 97,23 1.811,98 1,45
Isobutano 25.332,24 99,31 25.386,76 99,52 54,52 0,21
Butano 42.238,54 99,60 42.293,44 99,73 54,90 0,13
Isopentano 13.294,25 99,93 13.297,91 99,96 3,66 0,03
Pentano 10.574,19 99,94 10.576,46 99,97 2,27 0,02
Hexano 7.728,61 99,99 7.728,81 100,00 0,20 0,00
Heptano 4.927,55 100,00 4.927,57 100,00 0,02 0,00
Octano 2.617,90 100,00 2.617,90 100,00 0,00 0,00
Nonano 1.190,56 100,00 1.190,56 100,00 0,00 0,00
Decano 386,67 100,00 386,67 100,00 0,00 0,00
Tabla 20. Comparación de los gastos energéticos para ambas simulaciones.
Sin Abs. Con Abs. Diferencia
Equipo (MMBTU/hr) (MMBTU/hr) (MMBTU/hr) (%)
Compresor 49,00 49,85 0,85 1,74
Rehervidor - Columna de Extracción 7,094 7,749 0,65 9,16
Condensador - Columna de Fraccionamiento
24,77 26,43 1,66 6,70
Rehervidor - Columna de Fraccionamiento 58,65 60,22 1,57 2,68
128
Tabla 21. Resultados del dimensionamiento y costo estimado del absorbedor.
Etapas Teóricas Eficiencia Est. Platos Reales Material
3 0,2 15 Acero al Carbono
Tipo de Plato Diámetro (in) Altura (ft) Costo Estimado ($)
Válvula 96 34 273.176
Utilizando los precios de los componentes a los cuales se le incrementó la
recuperación y, los costos de energía y utilidad adicionales, se realizó un análisis
económico preliminar de la modificación propuesta mostrado en la tabla 22, donde se
calculó el tiempo de recuperación de la inversión, el cual resultó ser de 0,21 años. Por
esto la propuesta se considera como una mejora importante al sistema, debido a que
genera una ganancia económica adicional, sin la inversión de gran capital y con un
tiempo corto de recuperación de la inversión que estará activa toda la vida útil de la
planta.
Tabla 22. Análisis económico preliminar de la modificación propuesta.
Flujo (lb/hr) Precio ($/lb) Ganancia ($/año)
Propano Recuperado 1.811,98 0,1212
1.495.848,17
Butano Recuperado 109,42 0,1412
108.408,74
C5+ Recuperado 6,15 0,1612
7.083,44
Flujo (lb/hr) Costo ($/lb) Gasto ($/año)
Etano perdido 230,01 0,0612
94.940,30
Energia (MMBTU/hr)
Costo ($/MMBTU)
Gasto ($/año)
Compresor 0,85 20,4212
119.775,11
Rehervidor – Extracc. 0,65 2,9814
13.723,32
Condensador – Fracc. 1,66 4,7513
55.373,22
Rehervidor - Fracc. 1,57 3,5814
39.878,87
Costo Abs. ($) Gan. Total ($/año) Tiempo Rec. (años)
273.176 1.287.649,53 0,21
129
CONCLUSIONES
Se elaboró una simulación de la Planta de Extracción de Líquidos de Santa
Bárbara, usando datos de diseño, cuyos resultados fueron usados para la descripción
de las características de los fluidos que se manejan en ella.
La recuperación de propano simulada por la corriente de líquidos del gas natural
producto de la planta fue de 95,77 % con un arrastre de sólo 0,75 % de etano.
Se realizó la simulación de la planta adicionando un absorbedor al proceso, la
recuperación de propano obtenida fue de 97,23 %, aumentando con respecto a la
planta original en 1,45 %.
Los requerimientos de energía y utilidad para los equipos con la adición del
absorbedor, aumentaron, pero se mantuvieron por debajo del 10 %, lo que significa que
la planta original podría operar sin realizar cambios mayores a los equipos estudiados.
El absorbedor adicionado fue dimensionado mediante la simulación, el costo de
este equipo fue estimado en 273.176,2 $. El análisis económico preliminar determino
que la ganancia total anual corresponde a 1.287.649,53$ con un tiempo de
recuperación del capital invertido de 0,21 años.
La adición del absorbedor presenta mejoras en el recobro de los líquidos del gas
natural, que origina una ganancia neta considerable y presenta un tiempo de
recuperación corto por lo que es una mejora recomendada del sistema.
130
RECOMENDACIONES
Recolectar datos de pérdidas de calor y eficiencias reales de los diferentes
equipos de la planta con lo que se puede realizar una simulación que se ajuste mejor a
las condiciones operacionales.
Realizar el diseño y optimización usando diferentes casos de alimentaciones
reales, debido a que la composición y condiciones de operación son determinadas
dependiendo de la composición del gas de entrada.
Estudiar el posible taponamiento de los equipos en la modificación propuesta,
por la formación de dióxido de carbono sólido y su consecuente tratamiento con
inhibidores.
Tomar en cuenta restricciones espaciales tales como las limitaciones de espacio
en las instalaciones existentes y la distancia entre las corrientes de las plantas, lo que
alteraría el costo asociado a la modificación propuesta.
Efectuar un análisis económico más detallado incluyendo el costo del
intercambiador criogénico, el costo de los platos de alimentación de la columna de
extracción, el dimensionamiento del absorbedor con diferentes tipos de platos y
rellenos, así como optimizar el sistema hacia la obtención del mayor beneficio
económico.
131
BIBLIOGRAFIA
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133
APENDICE
Para determinar el costo estimado del absorbedor, se debe determinar el costo
base de la carcasa de acuerdo a la altura (10,36 m) y diámetro (2,44 m) de la columna,
con la figura 44 y la tabla 23.15
Figura 44. Costos de Recipientes Verticales a Presión en Libras 1992
(Fuente: Baldonedo, 2011)
Tabla 23. Curvas y diámetros de la grafica de costos.15
Curva (1) (2) (3) (4)
Diámetro (m) 0.5 1 2 3
El costo base de £10.700,1 se corrige con los factores de presión y material de
las tablas 24 y 25 para acero al carbono y 79 bar a los cuales opera el absorbedor y se
halla el costo del recipiente que es de £30.174,3.15
Tabla 24. Factores de corrección de presión.15
Presión (bar) 1-5 5-10 10-20 20-30 30-40 40-50 50-60 60-70 70-80
Factor 1 1,1 1,2 1,4 1,6 1,8 2,2 2,28 2,35
134
Tabla 25. Factores de corrección del material.15
Material Acero al Carbono Acero inoxidable Monel S.S clad Monel clad
Factor 1,2 2 3,4 1,5 2,1
El costo de los platos se determina usando el diámetro del absorbedor (2,44 m) y
el tipo de plato (válvula) en la figura 45 para obtener el costo de cada plato, para luego
multiplicar por el numero de etapas teóricas y dividir entre la eficiencia de plato,
correspondiendo a £11.250,0 el costo de todos los platos.15
Figura 45. Costos de cada plato para diferentes diámetros en Libras 1992
(Fuente: Baldonedo, 2011)
El costo total del absorbedor es de £41.424,3. Se deben agregar los costos de
instalación que constituyen un 125% del costo total como se muestra en la tabla 26.15
135
Tabla 26. Costos de instalación del absorbedor.15
Categoría Tipo % del Costo
Montaje Labor 25,00
Cimiento Material 6,00
Labor 8,48
Acero Estructural Material 5,00
Labor 2,50
Edificación Material 3,00
Labor 2,77
Aislamiento Material 1,00
Labor 1,50
Instrumentos Material 7,00
Labor 2,80
Electricidad Material 9,00
Labor 6,75
Tubería Material 20,00
Labor 15,00
Pintura Material 0,50
Labor 1,50
Otros Material 4,00
Labor 3,20
Total 125.00
Luego, el costo total del absorbedor instalado para 1992 es de £93.204,7 que
debe ser ajustado mediante los índices de costos de plantas para ingeniería química
(CEPCI) que para 1992 era de 359,9 y para octubre de 2011 corresponde a 643,2.
Además se debe efectuar la conversión de libras esterlinas a dólares (1,164).15
273.176,0 $1£
64,1$**
1992
2011
1992 CEPCI
CEPCICCTotal
(9)
