Modelo

Universidad de Aquino Bolivia (UDABOL

UNIVERSIDAD DE AQUINO BOLIVIAFACULTAD DE CIENCIA Y TECNOLOGIA

CARRERA DE INGENIERIA EN GAS Y PETROLEO

Modalidad: Proyecto de Grado

“ADECUACION DEL SISTEMA DE REFRIGERACION EN LA PLANTA DE TRATAMIENTO DE GAS NATURAL SIRARI”

POSTULANTE: xxxxxxxTUTOR:

Preparado para: Universidad de Aquino Bolivia

Para obtener el Título en Provisión Nacional en:Licenciatura en Ingeniería en Gas y Petróleo

SANTA CRUZ – BOLIVIA2012

Vanessa Rivero Página 1


ÍNDICE

1. CAPITULO I...............................................................................................41.1. INTRODUCCION......................................................................................4

1.2. ANTECEDENTES.....................................................................................5

1.3. DELIMITACION........................................................................................6

1.3.1. Límite Geográfico...................................................................................6

1.3.2. Límite Temporal......................................................................................81.3.3. Limite Sustantivo....................................................................................8

1.4. PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA..................................................8

1.5. IDENTIFICACION DEL PROBLEMA....................................................9

1.6. FROMULACION DEL PROBLEMA......................................................9

1.7. SISTEMATIZACION DEL PROBLEMA...............................................9

1.7.1. Análisis de la Sistematización............................................................9

1.8. OBJETIVOS............................................................................................10

1.8.1. Objetivo General...................................................................................10

1.8.2. Objetivos Específicos..........................................................................10

1.9. JUSTIFICACIONES...............................................................................11

1.9.1. Justificación Económica....................................................................11

1.9.2. Justificación Académica.....................................................................11

1.9.3. Justificación Social..............................................................................12

1.9.4. Justificación Ambiental......................................................................12

1.10. METODOLOGIA.....................................................................................12

1.10.1. Tipo de Investigación..........................................................................12

1.10.2. Verificación y Desarrollo de la Investigación...............................12

1.10.3. Técnicas de Recolección de Información......................................12

1.10.4. Desarrollo de la ingeniería.................................................................13

1.10.5. Simulación de Procesos.....................................................................13

1.10.6. Verificación de los Resultados.........................................................14

2. CAPITULO II MARCO TEORICO........................................................14



2.1. MARCO TEORICO CONCEPTUAL....................................................14

2.2. Gas Natural.............................................................................................14

2.2.1. Propiedades del Gas Natural.............................................................14

2.2.2. Composición del Gas..........................................................................16

2.2.3. Riqueza del Gas Natural.....................................................................17

2.2.4. Propiedades termodinámicas del Gas Natural.............................21

2.2.5. Procesamiento del Gas Natural........................................................24

2.2.6. Proceso de Refrigeración...................................................................26

2.2.7. Proceso Turbo Expansión..................................................................31

2.2.8. Proceso de Compresión.....................................................................36

2.2.9. Proceso de Fraccionamiento.............................................................38

2.2.10. Aplicaciones de Fraccionamiento....................................................39

2.3. Separación de líquidos del gas natural..........................................40

3. CAPITULO III PLAN DE TRABAJO...................................................53

3.1. Descripción de Actividades...............................................................54

3.2. Diagrama de Gantt................................................................................55

4. Bibliografía.............................................................................................56

5. ANEXOS..................................................................................................57



1. CAPITULO I

1.1. INTRODUCCION

En la actualidad el país viene desarrollando grandes inversiones en el sector de

Hidrocarburos por la demanda del mercado interno y más aun los nuevos

contratos recientemente subscriptos. Por ello se desarrolla una explotación

eficiente de nuestros recursos hidrocarburíferos y adecuaciones imperiosas.

La empresa YPFB-Andina, subsidiaria a YPFB Corporación planea aumentar

sus niveles de producción y procesamiento de hidrocarburos. Para tal propósito

se adquiere la necesidad de inspeccionar y contrastar las capacidades

máximas de funcionamiento de todas las plantas pertenecientes a esta

empresa subsidiaria. Siendo el estudio meticuloso, a través de una reingeniería

de los procesos y equipos involucrados, la metodología principal para satisfacer

dicha necesidad. A su vez esta necesidad se convierte en el objetivo central de

este Trabajo Final de Grado (TFG), enfocando el estudio y análisis a la planta

de tratamiento de Gas Natural Sirari.

Para el cumplimiento del objetivo principal de éste proyecto, se plantearon

objetivos específicos que simplificarán el enfoque y la resolución de la

problemática. A su vez se identificaron los productos que resultan del

cumplimiento de estos objetivos específicos.



El presente perfil fue elaborado de acuerdo a la normativa interna de la

Universidad de Aquino Boliviana, habiendo basado su planteamiento en teorías

aplicables al área de la producción y el acondicionamiento de los

hidrocarburos, las cuales se incluyen en el marco teórico.

Se conformó un cronograma de Actividades el cual sugiere que éste proyecto

tendrá una duración aproximada de xx días hábiles. Se realizó el plan

presupuestario, para la conclusión del proyecto, en base a los recursos a ser

utilizados para cada actividad.

El gas natural es la fuente de energía más ventajosa porque, además de ser un

combustible limpio y de bajo costo, el Estado Plurinacional de Bolivia es rico en

este energético.

Por ello el gas natural se adapta a las necesidades modernas y ofrece, a los

países que lo poseen y explotan, una ventaja competitiva importante. Estas

ventajas sobre otras fuentes de energía han hecho que el uso se incremente

constantemente durante las últimas décadas, representando más del 20% de la

energía que se consume en el mundo.

Todas las ventajas que ofrece el gas natural como fuente de energía han hecho

que sea ponga mayor énfasis en la búsqueda de nuevos yacimientos en el

mundo y es así que en la actualidad las reservas de gas natural casi igualan a

las reservas de petróleo.

El gas natural posee dentro de su corriente líquidos que en base a un

tratamiento adecuado en plantas de gas, se obtiene combustibles que son

grandemente requerido en nuestro país.

La forma más económica de trasportarlo es a través de redes de tuberías

como sucede en todos los países que cuentan con este recurso o que lo

importan, interconectando redes de tuberías, desde países vecinos.

Para comercializar el gas natural en mercados muy distantes se requiere

convertirlo al estado líquido, almacenarlo y transportarlo en depósitos y buques

especiales diseñados para este fin. Este procedimiento es por ello muy

costoso.



1.2. ANTECEDENTES

El Bloque Boomerang Hill se caracteriza por ser un yacimiento productor de

gas-condensado de 72 °API. El campo Sirari produce de 5 reservorios,

Petacas, Cajones, Yantata, Arenisca 1 y Ayacucho.

El gas natural, sin ser tratado, presenta contaminantes de diferentes

características al igual que producen diferentes daños a las instalaciones,

mayores costos operativos y al medio ambiente. Por lo tanto el gas natural

recibe un tratamiento para su procesamiento y transporte. Este tratamiento

tiene el objetivo de reducir las concentraciones de los contaminantes del gas

natural hasta niveles permitidos, acorde a normas y reglamentos nacionales

como también estándares industriales.

El diseño de los procesos de la planta contempla la extracción de:

Agua.

Gasolinas naturales en suspensión.

Acondicionar el punto de rocío por hidrocarburo y por agua del gas para

su transporte.

Estabilizar el petróleo condensado junto con las gasolinas producidas

para su correcto almacenaje en tanques de almacenamiento previa y

debidamente diseñados.

La planta cuenta con los siguientes sistemas instalados que componen la

secuencia de procesos o tren de procesamiento:

Los sistemas instalados son los que siguen:

Sistema de recolección de pozos

Sistema de separadores

Sistema de deshidratación por T.E.G.(Contactora) y M.E.G. (LTS #2)

Sistema de refrigeración por expansión de propano LTS #1 y LTS #2



Sistema de estabilización de petróleo y gasolina natural

Sistema de almacenaje y bombeo de petróleo

Sistema de reinyección de gas

Sistema de re-compresión gases de presión baja e intermedia

Sistema de generación energía eléctrica

Sistema de seguridad

Sistema de quema de gas, Mechero

Los pozos productores están individualmente unidos al colector de campo por

medio de líneas de flujo. Todo el flujo recolectado de pozos, llega a la planta a

un mismo sistema de recolección.

Una vez recibida la corriente en planta, el flujo de gas condensado ingresa a la

batería de separadores en donde la mezcla de hidrocarburos se separa en

condensado líquido, agua y gas. Donde el proceso se divide en sistemas de

tratamiento específicos, cada fase recibe un tratamiento diferenciado.

La corriente de hidrocarburos líquidos obtenida en los separadores se mezcla

con la corriente de gasolina obtenida del gas en los sistemas LTS #1 y 2, la

mezcla de estas corrientes es llevada al sistema de Estabilización de Líquidos

para su tratamiento. El proceso de estabilización se realiza mediante

fraccionamiento para producir líquidos con presiones de vapor bajas y seguras

para ser almacenados. Este sistema cuenta con una torre estabilizadora o

fraccionadora, donde el fluido adquiere calor separando los componentes más

ligueros de la mezcla de hidrocarburos resultando en una corriente

estabilizada.

La corriente de agua producida en los separadores es transportada a la pileta

API en donde se decanta y después pasan a la fosa de agua donde se la deja

reposar hasta ser enviada a la planta PIA de Víbora para ser tratada previa a

su inyección en un pozo que puede ser un pozo inyector.



La corriente de gas a la salida de los separadores, por el alto contenido de

agua remanente, es dirigida al sistema de deshidratación en donde se

removerá el exceso de agua hasta una concentración permisible para su

transporte e industrialización, adecuando de esta manera el gas en su punto de

rocío por agua. Este sistema trabaja con una Torre Contactora de glicol,

funciona mezclando en contra corriente los flujos de gas y GLICOL, siendo

generalmente utilizado Tri Etilen Glicol (T.E.G.) como el agente deshidratante.

La corriente resultante del anterior sistema, corriente ya deshidratada, es

transportada a la siguiente etapa de procesamiento con el objeto de adecuar el

gas en su punto de rocío por hidrocarburos acorde a normas de la industria.

Para tal propósito, la corriente de gas ingresa al sistema de extracción de

gasolinas o LTS (Low Temperature System), por sus siglas en ingles. El gas en

este sistema es despojado de los hidrocarburos condensables, siendo

acondicionada la corriente en su punto de rocío por hidrocarburos. Los

hidrocarburos líquidos recuperados en esta etapa se denominan gasolinas

naturales que pasan a mezclarse con la corriente proveniente del sistema de

separadores para ingresar al sistema de estabilización de líquidos.

Estando adecuado para su transporte y disposición final. Si es requerido, la

corriente de gas pasa a través del sistema de compresión para ser inyectado al

gasoducto de transporte.

1.3.DELIMITACION

1.3.1. Límite Geográfico

El Presente proyecto se realizó en la planta de tratamiento de gas natural

“Sirari” perteneciente a la empresa nacionalizada YPFB Andina que está

ubicada a 250 Km al Nor-Este de la ciudad de Santa Cruz de la Sierra, en la

provincia Ichilo, Figuras Nº 1.1A y 1.1B.



Fuente: (1)

Figura Nº 1.1A .- Mapa Ubicación Planta Sirari, Bloque Boomerang

Fuente: (1)

Figura Nº 1.1B .- Mapa Ubicación Planta Sirari, Bloque Boomerang



1.3.2. Límite Temporal

Los principales aportes de este proyecto serán el de describir el proceso en

forma técnica, realizar el diseño del mismo. Los aspectos mencionados en la

etapa anterior serán descritos taxonómicamente y en ningún caso serán de

manera sucinta dando como resultado un sólido fundamento teórico-técnico

para el diseño de procesos criogénicos de turbo expansión,

Es por esto que este proyecto de grado abarcará desde el 2do semestre del

año 2012 hasta el 2do semestre del año 2012.

1.3.3. Limite Sustantivo

El trabajo estará sustentado en las teorías de implementación de una planta de

recuperación de líquidos del gas natural junto a los conocimientos adquiridos

durante el estudio en la universidad.

1.4.PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

En la actualidad la planta de tratamiento SIRARI procesa una corriente de 22.2

MMSCFD de gas condensado, recuperando de esta corriente la mayor cantidad

de licuables y reduciendo el contenido de agua a lo establecido en las normas de

transporte por ducto.

La planta cuenta con un módulo de Deshidratación (Torre Contactora) y dos

módulos de recuperación de condensables (LTS #1 y LTS #2) con sus

respectivos subsistemas de regeneración como los principales módulos

componentes de la planta. Además, la planta cuenta con otros módulos de

procesamiento, como el sistema de Estabilización de condensados, el de Re-

compresión de gases tanto para la venta como para reinyección a los procesos

de la planta, y otros equipos que garantizan un producto final bajo estándares y

normas establecidas según contrato de venta, comercialización y transporte.

La planta fue diseñada para manejar una capacidad nominal de 60 [MMSCFD],

pero se observó que para un flujo de alrededor de 30 [MMSCFD], la corriente

de gas como producto final no cumple con los estándares establecidos, por lo

que se supone un funcionamiento deficiente en alguno de los equipos o

sistemas componentes del tren de procesamiento.



Considerando lo establecido en el Plan de Inversiones de YPFB-Corporación,

existe el impedimento de incrementar la capacidad de producción en los tres

sistemas mencionados y por lo tanto la necesidad de verificar el funcionamiento

del resto de los sistemas de Adecuación de la planta Tratamiento de gas Sirari.

1.5. IDENTIFICACION DEL PROBLEMA

Insuficiente capacidad de producción de GLP y líquidos de las plantas

separadoras que actualmente están operando en el país.

Desabastecimiento de GLP en nuestro país.

Estamos regalando energía y esto es un costo al estado al vender un gas

con alto poder calorífico superior a lo establecido por contrato.

1.6.FROMULACION DEL PROBLEMA

¿Será factible implementar una planta separadora de líquidos para mejorar las

condiciones de producción de GLP y gasolinas y de igual manera se recuperará la

energía excedentaria al mercado de la Argentina

1.7.SISTEMATIZACION DEL PROBLEMA

1.7.1. Análisis de la Sistematización



1.8.OBJETIVOS

1.8.1. Objetivo General

Analizar el Sistema de Refrigeracion del Sistema de la Planta de Tratamiento de

Gas

1.8.2. Objetivos Específicos

Para lograr el Objetivo General propuesto, se ha identificado los siguientes

Objetivos Específicos:

Actualizar y recopilar información de los procesos y equipos.

Analizar el Sistema de Refrigeración de la Planta



Evaluar y Diseñar mediante una Mejora el Sistema de Refrigeracion,

comparar y contrastar el comportamiento de los sistemas para diferentes

escenarios de operación

Presentar un diagnóstico del desempeño y funcionabilidad de los

procesos analizados.

producción de productos de acuerdo a los mercados de gas residual, GLP

y gasolina mediante simulación de procesos mediante el uso del simulador

HYSYS.

Pre evaluación medio ambiental de los distintos impactos que podría

ocasionar la implementación del proyecto.

Dimensionamiento del tren fraccionamiento (Debutanizador,

Depropanizador)

Simulación de la planta del proceso turbo expansión

Análisis de Costo y beneficio

1.9.JUSTIFICACIONES

1.9.1. Justificación Económica

Recuperar la energía excedente que tradicionalmente se están exportando

con el gas natural. El pago obtenido por poder calorífico adicional no

compensa el valor que representa disponer de estos componentes

pesados como productos líquidos.

Disponer de volúmenes adicionales de Gas Licuado del Petróleo GLP, con

lo cual se puede prescindir de la importación de aproximadamente 33 a 70

TM/D que requiere el mercado interno y de igual manera evitar al Tesoro

General de la Nación los costos por subvención y fuga de divisas que

generan estos volúmenes de hidrocarburos.

Disponer de volúmenes de Gas Licuado del Petróleo adicionales para la

exportación a mercados externos, lo cual implica ingresos adicionales para

la nación.



1.9.2. Justificación Académica

El análisis desarrollado tiene como base los fundamentos adquiridos en el estudio

académico donde justifica el estudio académico para este proyecto ya que con

esta investigación conceptual de la ingeniería en el proceso del gas natural

pondré en el esfuerzo todo el conocimiento adquirido de los conceptos

académicos adquiridos en el aula de las materias tales como química –

termodinámica, gas natural, simulaciones de procesos, Esta será el soporte

académico que me permitirán comprender y desarrollar en la interpretación de los

cambios de estados de la materia, comportamiento del gas natural para llegar a

estable alternativas y procesos termodinámicos para la optimización en la

recuperación de los hidrocarburos líquidos de contienen la composición del gas

de exportación.

1.9.3. Justificación Social

La industrialización del gas natural en nuestro país es un pedido y decisión de la

sociedad boliviana en su conjunto reflejada en el referéndum del 4 de mayo sobre

la Nacionalización e Industrialización de los Hidrocarburos, la Industrialización del

Gas Natural tendrá un gran impacto social, la incidencia en la sociedad no será de

manera directa, el presente proyecto contribuirá a la realización de la ingeniería

básica de procesos para la implementación de una planta de turbo expander para

el gas de exportación al Brasil.

1.9.4. Justificación Ambiental

Se aplicara la Ley 1333 y la Ley de Hidrocarburos aplicada a la construcción de

plantas de refinería

Los lineamientos medioambientales prioritarios en la gestión de la energía como

medio del cuidado y preservación del medio ambiente.

La mejora de la imagen de YPFB como ciudadano responsable con el medio

ambiente.

1.10. METODOLOGIA

1.10.1. Tipo de Investigación

El presente trabajo de investigación propone incorporar el tipo de investigación

descriptiva porque con este tipo de investigación podremos describir los datos y



características de nuestro objeto de estudio. Con esta Investigación descriptiva podremos

responder a las preguntas como ser: quién, qué, dónde, porque, cuándo y cómo.

La metodología que se llevara a cabo para este tipo de investigación será:

1.10.2. Verificación y Desarrollo de la Investigación

Se verificara y complementara la información de gabinete, con entrevistas a

personal calificado y del ramo de YPFB. Para posteriormente desarrollar y

sistematizar toda la información recabada y recopilada y que permita tener un

soporte de la propuesta a desarrollar

1.10.3. Técnicas de Recolección de Información

Para la recolección de la información y datos necesarios se seguirán los

siguientes pasos:

Investigación Preliminar: Esta fase de investigación consistirá en recolectar

la información de gabinete o de campo de acuerdo a posibilidades de

aceptación.

Investigación Descriptiva: Se complementara la información necesaria

El objetivo de la investigación descriptiva consiste en llegar a conocer las

situaciones, costumbres y actitudes predominantes a través de la descripción

exacta de las actividades, objetos, procesos y personas.

Los instrumentos que se utilizaran para la recopilación de información serán:

Entrevistas: Las entrevistas se utilizaran para recabar información en forma

verbal, a través de preguntas propuestas a los técnicos especializados en

el ramo, quienes proporcionaran datos. Las entrevistas serán en forma

individual o grupal.

Las fuentes a utilizar en el proyecto de grado serán:

Fuentes Primarias. Es la fuente documental que se considera material de

primera mano relativo a un fenómeno que se desea investigar.

Fuentes Secundarias. Son textos basados en fuentes primarias, e implican

generalización, análisis, síntesis, interpretación o evaluación.

1.10.4. Desarrollo de la ingeniería

Esta fase consiste en realizar los balances de materia y energía del proceso

mediante el simulador HYSYS para la obtención de datos de: capacidad y diseño

de planta, datos de flujo de entrada y salida de masa y energía, alcances y la

realización de documentos.



El estudio es una propuesta académica en el nivel de ingeniería de cálculos a

nivel conceptual debido a la complejidad del proceso y el uso limitado de

información.

1.10.5. Simulación de Procesos

La simulación de procesos es una de las más grandes herramientas de la

ingeniería, la cual nos permitirá representar el proceso como si estuviéramos

trabajando en una planta real, haciendo más simple y entendible desde un punto

de vista operativo.

1.10.6. Verificación de los Resultados

En esta etapa se hará la comprobación de los resultados obtenidos a través de

las memorias de cálculo elaboradas manualmente que serán corroboradas por los

datos del proceso de simulación en HYSYS.

2. CAPITULO II MARCO TEORICO

2.1.MARCO TEORICO CONCEPTUAL

2.2.Gas Natural

El gas natural formado por componentes volátiles de la serie parafínica de

hidrocarburos, principalmente metano, cantidades menores de etano, propano y

butano, y finalmente, puede contener porcentajes pequeños de compuestos más

pesados. Además de conseguir en el gas natural cantidades variables de otros

gases no hidrocarburos (contaminantes del gas natural) como dióxido de carbono,

sulfuro de hidrógeno (ácido sulfhídrico), nitrógeno, helio, vapor de agua, etc., (6).

La Tabla Nº 2.21 estado de algunos componentes típicos en el gas natural.

Tabla Nº 2.2.1 Componentes de Gas Natural.

PRINCIPALES COMPONENTES DEL GAS NATURAL

NOMBRE NOMENCLATURAESTADO NATURAL

Metano C1H4 Gas

Etano C2H6 Gas

Propano C3H8 Gas Licuable

Iso-Butano C4H10 Gas Licuable

Normal-Butano C4H10 Gas Licuable

Iso-Pentano C5H12 Líquido gasificable

Normal-PentanoC5H12 Líquido gasificable



Hexano C6H14 Líquido gasificable

Heptano C7H16 Líquido

Octano C8H18 Líquido

Fuente: (7) – Sanjar Kumar

La Tabla Nº 2.2.2 muestra una composición típica del gas natural.

Tabla Nº 2.2.2 Composición de Gas Natural

COMPOSICIÓN TÍPICA DEL GAS NATURAL

Nombre Formula Volumen (%)

Metano C1H4 >85

Etano C2H6 3-8

Propano C3H8 1-2

Butano C4H10 <1

Pentano C5H12 <1

Dióxido de Carbono CO2 1-2

Sulfuro de Hidrogeno H2S <1

Nitrógeno N2 1-5

Helio He <0,5

Fuente: (4)

El gas natural en Bolivia puede obtenerse como tal en yacimientos de gas libre, o

asociado en yacimientos de condensado (porciones volátiles de petróleo).

Un gas es un fluido homogéneo, de baja densidad y viscosidad, sin volumen

definido. Los gases que se ajustan a esta definición, se denominan gases

perfectos o ideales. A medida que aumenta la presión y/o la temperatura, debe

incluirse el volumen de las moléculas y las fuerzas de atracción o repulsión entre

ellas. Cumplen con esta definición se les denominan gases reales.

En general, el gas natural puede clasificase como:

Gas dulce:

Es aquel que contiene cantidades de sulfuro de hidrógeno (HS), menores a 4

ppm,v (partes por millón en volumen). El GPSA (8), define un gas apto para ser

transportado por tuberías como aquel que contiene menos de 4 ppm,v de HS;



menos del 3,0% de CO, y 6 a 7 libras de agua por millón de pies cúbicos en

condiciones normales (lb/MMscf).

Gas agrio o ácido:

Es aquel que contiene cantidades apreciables de sulfuro de hidrógeno, dióxido de

carbono (CO,) y otras 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, 3 GPM (galones por 1 000 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 (CH4) y etano (C2H6). Sin

embargo, en sistemas de compresión de gas, se habla de gas húmedo, en inglés

"wet gas", al que contiene vapor de agua y "gas seco" (inglés "dry gas"), al que no

contiene vapor de agua. El ingeniero debe tener presente los problemas de

semántica que, por lo general, se observan en estos casos.

Los dos usos principales para el gas natural son como combustibles y como

alimento a la industria petroquímica, en consecuencia, las tres razones básicas

para el procesamiento del gas natural son las siguientes (9).

Purificación:

Remoción de materiales, valiosos o no, que inhiban el uso del gas como

combustible en las industrias o residencias.

Separación:

Separar componentes que tienen mayor uso o valor como alimento a la

petroquímica, combustibles individuales (ej. Propano), gases industriales (ej.

etano, Helio), Obtención de materia prima para otros Licuefacción: Aumento de la

densidad de energía del gas para su almacenamiento o transporte.



Fuente: (7)

Figura Nº 2.2.1 Usos del Gas Natural y sus derivados

La Figura Nº 2.2.2 ilustra algunos de los productos petroquímicos que se pueden

sintetizar a partir del metano,

Fuente: (10)



Figura Nº 2.2.2 Productos a partir del Metano (CH4)

Las especificaciones para venta del gas manejan dos criterios, desempeño y

composición. Estos criterios incluyen el número de Wobbe, poder calorífico,

cantidad de inertes, contenido de agua, oxígeno y sulfuros. Los primeros dos

criterios relacionados con las características de combustión del gas. Los demás

prevén protección para las tuberías en cuanto a taponamiento y corrosión.

Estándares aceptables de la industria proveen especificaciones para la calidad del

gas natural. La Figura ilustra estas especificaciones que son típicas pero no

definitivas.

Fuente: (9)

Figura Nº 2.2.3 Especificaciones para la calidad del gas



El gas natural es considerado un combustible limpio, amigable con el medio

ambiente, ofreciendo beneficios ambientales importantes comparados con otros

combustibles fósiles.

El gas natural es incoloro, inodoro, sin forma, y más ligero que el aire. Ya que el

gas natural es transportado por ductos, y debido a que no tiene ningún olor, la

adición de químicos odorantes es requerida por la mayoría de las regulaciones

con la finalidad de poder detectar rápida y fácilmente, en caso de accidentes, la

fuga o presencia de gas en el entorno.

Toda mezcla de hidrocarburos liquida o gaseosa puede ser representada a través

de un diagrama de fases. El cual es una representación de valores de presión y

temperatura que determina si la mezcla de hidrocarburos, a un determinado valor

de presión y temperatura. La Figura Nº 2.2.4 - diagrama de fases de una mezcla

gaseosa de hidrocarburos.

Figura Nº 2.2.4 Diagrama de Fases de una mezcla gaseosa de hidrocarburos

El lado izquierdo de la curva (línea rojo) representa la línea de puntos de burbuja

y divide la región liquida, de una sola fase, de la región de dos fases liquido-gas.

El lado derecho de la curva (línea azul) representa la línea de puntos de rocío y al

igual que la anterior divide la zona de dos fases liquido-gas de la región de una



sola fase gaseosa. Ambas líneas, burbuja y rocío, se interceptan en un punto

llamado punto crítico.

2.2.1. Propiedades del Gas Natural

La importancia del cálculo de las propiedades y características físicas del gas

natural, reside en que estos factores representan la base para el diseño e

ingeniería de cualquier proyecto técnico.

Son todas aquellas propiedades que pueden ser determinadas a partir de las

condiciones de operación del sistema, tales como presión, temperatura, caudal

y composición (PVT).

Estas propiedades se pueden calcular a un nivel riguroso por medios

computarizados, o por medio de fórmulas, correlaciones, gráficas o cartas con

un nivel de aproximación aceptable. En la actualidad se cuenta con programas

computacionales, software y simuladores, de alta seguridad y confianza que

permiten realizar el cálculo de las propiedades físicas de los fluidos

maximizando el tiempo de cálculo y minimizando los errores.

2.2.2. Riqueza del Gas Natural

La riqueza del gas natural producido se mide en GPM, unidad que se define como

el contenido de líquidos de componentes C3+ presentes en el gas natural.

El GPM significa cantidad de galones de líquidos obtenidos por el propano y

demás pesados (C3+), por cada mil pies cúbicos de gas natural a condiciones

normales. Mientras mayor sea

el GPM del gas, éste se considera más rico, por contener mayor proporción de

componentes pesados, lo cual permite extraer mayores volúmenes de LGN.

La Riqueza del gas (GPM's - Gallons Per Thousand cubic feet), es la cantidad

galones de hidrocarburos licuables recuperables por cada millar de pies cúbicos

de gas. Es la sumatoria de los productos de la fracción molar y la densidad de

líquido de cada componente hidrocarburífero, desde el C2+



Donde:

PLi: Densidad de cada componente hidrocarburífero en estado líquido (Obtenido de la fíg.23-2 del GPSA Handbook)

1000: Constante usada para convertir a Mcf.

379.49: Volumen Molar Normal (Volumen ocupado por un pie cúbico de gas ideal a condiciones estándar), usado para convertir a pies cúbicos.

Poder Calorífico (Norma ASTM D-3588)

El poder calorífico es la cantidad de calor ideal desprendido por un volumen de

combustible, durante una combustión completa, a presión constante, con la

cantidad estequiometria de aire seco. Además, se debe especificar la humedad

del combustible y si el volumen de gas es real o ideal. Esto involucra un balance

de energía a condiciones estándar de presión y temperatura {normalmente a 60°F

y 760 mmHg).

En la combustión con aire, el hidrógeno del combustible forma agua y cuando los

gases de combustión son enfriados a 60°F, se debe asumir el estado físico de

esta agua (sea vapor o líquido). Por esto, el calor latente de vaporización del agua

formada en la combustión puede o no ser considerada como contribuyente para el

poder calorífico. Como resultado se tienen dos definiciones para el poder

calorífico. El poder calorífico superior (HHV), que incluye el calor de condensación

y el poder calorífico inferior (LHV), que asume que el agua permanece en estado

vapor.'

La Tabla 2-4 ubicada en los anexos muestra las propiedades físicas para los

componentes del Gas Natural a condiciones estándar. Para las mezclas multi-

componentes es necesario calcular el promedio molar o volumétrico.

Poder calorífico superior

El poder calorífico superior de una corriente de gas natural en base seca y en

combustión con aire seco puede ser determinado con la siguiente ecuación:



Dónde:

Hy: Poder calorífico superior del componente i a 60°F y 14.696 psia que puede obtenerse de la Tabla 2-4. (Btu/cf.)

X, Fracción molar del componente i.

Para convertir los valores de la Tabla 2-4 a diferentes presiones base se puede

usar la siguiente relación:

Norma ASTM D-3588

Si el gas contiene agua pero el análisis cromatográfico es en base seca, es

necesario ajustar la cromatografía del gas para reflejar la presencia de agua. La

fracción molar corregida es:

Donde:

xw: Fracción molar del agua. (-)

La fracción molar del agua presente en el gas puede variar desde cero hasta su valor de

saturación. Asumiendo la ley de Raoult el valor de saturación del agua es:

Donde:

Presión de saturación del agua. (0.25636 psia @ 60°F)



Técnicamente, el agua tiene un poder calorífico superior, la entalpia ideal de

condensación. Si solo el agua formada durante la combustión se condensa, entonces el

calor liberado durante la combustión por un gas saturado de agua (con aire seco) es:

Para un gas saturado con agua, xw @ 60°F es 0.25636/Pb. Donde Pb es la

presión base. Esta ecuación es útil como definición en contratos para la

transferencia de custodia.

Deshidratación con tamices moleculares El proceso de recuperación de líquidos con el proceso turbo expansión requiere

de una extracción profunda del contenido de agua dentro del proceso de

recuperación de licuables para este fin el proceso requiere tecnología de

recuperación o eliminación del contenido del agua con el uso de una unidad de

deshidratación como son los tamices moleculares. Estos desecantes sólidos

tienen la característica física de adsorber el agua contenida en la corriente de

Gas Natural y generalmente son usados en sistemas consistentes de dos o

más torres de adsorbed oras, como se muestra en la siguiente figura, donde

una torre se encuentra adsorbiendo el agua del Gas Natural mientras que la

otra torre se encuentra siendo regenerada y enfriada. Para retirar el agua

adsorbida por los desecantes, se emplea una corriente de gas caliente. Se

debe poner en condiciones de adsorción a la torre regenerada y debe enfriada

antes de que la otra torre se sature con agua.

Para regenerar las torres se hace uso del gas seco que es calentado antes de

ingresar a la torre de adsorción, luego, este gas saturado con agua es enfriado

y pasa por un separador donde se retira el agua. Posteriormente, este gas es

comprimido para ser reciclado en el sistema.

Si bien las unidades de deshidratación por adsorción generalmente tienen

mayor costo de instalación y operación que las de absorción, son

recomendables cuando el gas de alimentación tiene un elevado contenido de

gases ácidos (principalmente COz y H2S) y cuando el proceso de recuperación

de licuables alcanza temperaturas criogénicas; debido a que estos procesos

son sensibles a la presencia de al agua y contaminantes.



Los tamices moleculares son amino silicatos (manufacturados o naturales) que

presentan un grado de selectividad basado en su estructura cristalina.

Comúnmente, las plantas criogénicas, que operan a temperaturas muy bajas,

requieren de un sistema de deshidratación por tamices moleculares para

prevenir la formación de hidratos. Los tamices moleculares permiten alcanzar

puntos de rocío de hasta -150°F.

Tabla A: Propiedades típicas de algunos desecantes comerciales

Fuente: GPSA Engineering Data Book, 12th ed., Dehydration, Tulsa OK, 2004.

Un proceso continuo requiere dos torres de adsorción, una en adsorción,

removiendo el agua de la corriente de gas y la otra en proceso de

regeneración. Generalmente un lecho de desecantes es diseñado para

adsorber durante 8 a 24 horas. Cuando el lecho se pone en regeneración, se

remueve el agua atrapada por los tamices moleculares a través del

calentamiento con una corriente de gas seco aproximadamente a 500°F.

Generalmente el flujo de gas en la torre en adsorción es en sentido

descendente a través del lecho, lo cual permite mayores velocidades

(reduciendo el diámetro de la torre) debido a que se evita la fluidización del

lecho. El gas de regeneración fluye en sentido ascendente para que el agua

residual en el lecho quede en la parte superior y no afecte el punto de rocío del

gas efluente cuando se reanude la adsorción. Además, el calentamiento en



sentido ascendente ayuda a despojar cualquier contaminante de la parte

superior del lecho, aumentando la vida del desecante. El gas de regeneración

para el enfriamiento de la torre debe ser seco y debe fluir en sentido

ascendente.

2.2.3. Propiedades termodinámicas del Gas Natural

Las propiedades termodinámicas del gas natural se pueden calcular por

métodos rigurosos en software especializado y también se pueden realizar

mediante cartas, correlaciones y procedimientos rápidos de cálculo.

En el presente capítulo se verán cálculos de las entalpías y entropías de

mezclas de hidrocarburos como el gas natural mediante procedimientos

rápidos.

Los diagramas de Presión – Entalpía para compuestos puros determinan la

Entalpía y Entropía de forma más sencilla por medio de estas gráficas, en

cambio las mezclas requieren un tratamiento especial y algo más elaborado.

En las siguientes páginas se realizan estos cálculos de manera demostrativa.

Al final del capítulo tenemos un caso de estudio donde se ejecutan los

procedimientos para ejecutar el diseño conceptual de un sistema de

refrigeración mecánica de gas natural, el proceso representa un sistema de

economizador modificado.

En este caso de estudio se trata de tocar todos los cálculos de este y los

anteriores capítulos para hacer un proyecto completo. Las gráficas usadas son

las del GPSA data book, en los problemas se usan las numeraciones del

presente texto y del GPSA para tener una mayor referencia de las mismas.

Entalpia y Entropía de Gases Las entalpías y entropías de componentes puros pueden ser definidas por

medio de gráficas P-H, donde la determinación es directa conociendo la

presión, temperatura y composición.

En el caso de mezclas bifásicas se requiere además la fracción de vapor en

base molar de la mezcla.

En las siguientes páginas se muestran las principales gráficas de entalpía

versus presión para componentes puros más comunes en el rubro del gas

natural.

Si se desean gráficas de otros compuestos, se tiene una buena recopilación en

el manual del GPSA o en el Handbook de Jhon Campbell.



Las entropías y entalpías de las mezclas como en caso del gas natural y sus

condensados deben calcularse tomando en cuenta los aportes de cada uno de

sus componentes, el GPSA muestra un excelente procedimiento semi-

experimental para determinar estos valores y es el que utilizamos en esta

sección.

El cambio de entalpía con la presión y temperatura en mezclas de

hidrocarburos es complejo y puede ser predecida por medio de correlaciones

termodinámicas. Las entalpías ideales y reales se tratan por separado.

La entalpía ideal a una temperatura dada, que se calcula a partir de una

correlación elaborada a partir de mediciones experimentales de una variedad

de mezclas de gas. Esta correlación puede ser expresada de la siguiente

manera:

Donde:

La entalpía ideal está dada a la temperatura deseada T y tiene unidades

de BTU/mol.

El cambio de la entalpía con la presión, a partir de la diferencia entre la entalpía

del gas ideal y la entalpía a la temperatura deseada.

Es cero a la temperatura absoluta, de tal forma que la ecuación se puede

describir como:

Los valores del cambio de la entalpía real de gas o líquido pueden ser

obtenidos a partir del principio de estados correspondientes. La correlación



esta diseñada para temperaturas reducidas. La correlación se muestra en las

Figuras 24-6 y 24-7 del GPSA.

La segunda carta es la correlación que muestra la desviación de un fluido real a

partir del cambio de entalpía con la presión. El valor de es calculada

por:

Donde:

Es el cambio de la entalpía de un fluido simple con la presión (Fig. 24-6, GPSA)

Es la desviación para un fluido simple (Fig 24-7 del GPSA)

Las figuras 24-6 y 24-7 del GPSA pueden ser usadas tanto para gases y

mezclas. Las temperaturas reducidas y las presiones reducidas son dadas por

las siguientes expresiones:

Donde las unidades son de temperatura y presión absolutas.

2.2.4. Procesamiento del Gas Natural

Se entiende como procesamiento del gas, al acondicionamiento a partir de la

mezcla de hidrocarburos gaseosos producida en un campo, de componentes

individuales como etano, propano y butano, para su entrega o venta y extraer o

recuperar líquidos del gas o ambos1.

1 Campbell, J.: “Gas Conditioning and Processing”. Volumen 2: The Equipment Modules. CampbellPetroleum Series. Norman, Oklahoma. 1994. 444 páginas.



El acondicionamiento del gas abarca la eliminación de compuestos ácidos o

procesos de endulzamiento, de acuerdo con las características del gas producido,

es decir, si fuese necesario, y aplicación de procesos de deshidratación para

evitar la formación de sólidos. En el procesamiento del gas se obtienen los

siguientes productos:

Gas Residual El gas residual normalmente está Compuesto por metano (CH4) básicamente y

en algunos casos cuando no interesa el etano, habrá porcentajes apreciables de

éste.

Gases Licuados del Petróleo (LPG).

Compuestos por C3 y C4; pueden ser compuestos de un alto grado de pureza

(propano y butano principalmente) o mezclas de éstos.

Líquidos del Gas Natural (NGL).

Es la fracción del gas natural compuesta por pentanos y componentes más

pesados; conocida también como gasolina natural. El caso más sencillo de

procesamiento del gas natural es removerle a este sus componentes

recuperables en forma de líquidos del gas natural (NGL) y luego esta mezcla

líquida separarla en LPG y NGL. Cuando del proceso se obtiene con un alto grado

de pureza C2, C3 y C4 se conoce como fraccionamiento.

Se habla básicamente de tres métodos de procesamiento del gas natural:

Absorción, Refrigeración y Criogénico. El primero es el más antiguo y el menos

usado actualmente; consiste en poner en contacto el gas con un aceite, conocido

como aceite pobre, el cual remueve los componentes desde el C2 en adelante;

este aceite luego se separa de tales componentes. El método de refrigeración es

el más usado y separa los componentes de interés en el gas natural aplicando un

enfriamiento moderado; es más eficiente que el método de absorción para

separar del C3 en adelante. El proceso criogénico es el más eficiente de los tres,

realiza un enfriamiento criogénico (a temperaturas muy bajas, menores de -

1001=) y se aplica a gases donde el contenido de intermedios no es muy alto pero

requiere un gas residual que sea básicamente metano. La implementación de una

Planta Separadora de líquidos provenientes del Gas Natural Rico, implica que

Bolivia estará en condiciones de encarar seriamente la industrialización en base a

los alcanos, una materia prima que en la actualidad se encuentra en emergencia.



La conversión directa de los combustibles compuestos de alcanos a productos

petroquímicos con valor agregado, en la actualidad es un mercado de alta

competitividad.

Las compañías que licencian los distintos procesos se basan fundamentalmente

en el desarrollo de catalizadores y materias primas relativamente baratas.

La funcionalización de los alcanos Ci, C2, C3 y C4, son definidos como

tecnologías no convencionales para la utilización del metano, etano, propano y

butanos y en muchos casos se encuentran en investigación y desarrollo y en

algunos casos ya se cuentan con procesos comerciales.

2.2.5. Proceso de Refrigeración

En general se define la refrigeración como cualquier proceso de eliminación de

calor. Refrigerar una corriente de gas natural, es fundamentalmente reducir

notablemente su temperatura para condensar como líquido en mayor o menor

porcentaje los diversos componentes que constituyen la mezcla, de acuerdo al

nivel de temperatura alcanzando.

Específicamente en el caso de las plantas de fraccionamiento de gas, el sistema

de refrigeración permite producir hidrocarburos líquidos por enfriamiento de las

corrientes de productos destilados.

La refrigeración del gas puede ser llevada a cabo desde un proceso relativamente

simple como es el efecto Joule Thomson (J.T.) o plantas de refrigeración

mecánica, hasta procesos muy sofisticados como lo es el de turbo expansión, en

donde se recupera 90% de propano y fracciones pesadas.

Con el fin de seleccionar el proceso adecuado, es necesario conocer el valor de

cada corriente de producto (incluyendo la corriente de gas) y los costos de

servicios (incluyendo gas combustible). Si los costos son aceptables se puede

recomendar un diseño óptimo basado en el costo de capital, costos de operación

y el valor del dinero en el tiempo. Todos estos procesos incluyen la deshidratación

de la corriente de gas (y en algunos casos de corrientes de hidrocarburos

líquidos)

En un sistema de refrigeración mecánica el gas se enfría a una temperatura

suficientemente baja para condensar la fracción deseada de gas licuado del

petróleo (GLP) o líquidos del gas natural (LGN). Este proceso ocurre en un equipo

intercambiador denominado chiller2.

2 López, Z.: “Evaluación del Sistema de Refrigeración de la Planta de Fraccionamiento Bajo



El chiller es un enfriador que generalmente es un intercambiador tipo kettle, el

cual puede utilizar refrigerantes tales como: el freón o el propano. El freón es

capaz de enfriar el gas hasta aproximadamente -15 °F, mientras que el propano

puede enfriarse hasta -45 °F. El propano se utiliza algunas veces si se requieren

temperaturas inferiores del gas y eficiencias de recuperación más altas.

Con el fin de alcanzar temperaturas de procesamiento mucho más bajas, se han

desarrollado tecnologías de refrigeración en cascada, de refrigerantes mixtas y

turbo expansión. Con estas tecnologías, la recuperación de líquidos puede

incrementarse significativamente para alcanzar mayor recuperación de

hidrocarburos líquidos.

A continuación se describirá el método más general de refrigeración el cual puede

ser utilizado para alcanzar las condiciones necesarias para lograr altos niveles de

recuperación de líquidos.

El proceso de refrigeración se usa `para cumplir con las especificaciones de punto

de rocío por hidrocarburo y por agua para el gas de venta. La temperatura a la

cual debe ser enfriado el gas depende del nivel requerido para alcanzar las

especificaciones de punto de rocío. Este será el requerimiento mínimo de

enfriamiento. Enfriar el gas a niveles de temperatura por debajo de este mínimo

debe ser justificado por la economía de la recuperación del GLP. Esto requiere de

una evaluación económica que considere el beneficio de la recuperación adicional

de GLP y los costos de inversión y operación de las facilidades para ello. La

recuperación adicional de GLP se consigue enfriando el gas a temperaturas tan

bajas como -20 a -40 ºF o por contacto del gas con aceite pobre en una torre a

absorbedora.

Puesto que el gas que entra a la unidad de refrigeración está saturado con vapor

de agua y la temperatura a la cual se enfría esta sustancialmente por debajo del

punto de congelación del agua, se requiere prevenir la formación de hielo o

hidratos.

La temperatura de formación de hidratos a una presión dada puede ser deprimida

por la dicción de químicos tales como metanol o glicoles.

En el proceso se encuentran tres circuitos totalmente definidos como son:

Circuito de gas natural, al cual se le remueve agua y líquidos para

acondicionarlo a gas de venta.

Grande”. Tesis de Grado, Postgrado de Ingeniería de Gas, Facultad de Ingeniería, Universidad delZulia. 2002. 60 páginas.



Circuito de glicol, el cual se utiliza para inhibir la formación de hidratos en

el intercambiador de calor y el chiller, y está formado por la unidad de

regeneración donde se retira el agua al glicol por evaporación.

CICLO DE REFRIGERACION El ciclo de refrigeración es representado por el circuito del refrigerante en este

caso el propano, el cual al evaporarse en el casco del chiller enfría el gas natural

que pasa por los tubos y el propano pasa de la fase liquida a la fase gaseosa para

ser succionado por el compresor de propano y seguir con el ciclo del circuito de

propano, vemos en la figura el ciclo simple de refrigeración conformado por los

procesos de:

Expansión Evaporación Compresión Condensación

Este ciclo de refrigeración por compresión de vapor se representa por la Fig. A y

las cuatro etapas que lo conforman están representadas en este gráfico.


Fig. A DIAGRAMA DE FLUJO DEL PROCESO Y DIAGRAMA DE PRESION - ENTALPÍA


Etapa de Expansión

El punto de inicio del ciclo de refrigeración es la disponibilidad del refrigerante

líquido. El punto A en la figura 3 representa al líquido en su punto de burbuja a la

presión de saturación PA, y entalpía hLA . En la etapa de expansión la presión y

la temperatura se reducen al pasar a través de la válvula de control, en la que se

produce la expansión por el salto de una presión mayor a una menor debido al

estrangulamiento de la válvula produciendo el efecto de enfriamiento debido a la

expansión en la cual cae la presión al valor de PB, el cual lo determina la

temperatura deseada del refrigerante TB.

En el punto B la entalpía del líquido saturado es hLB y la entalpía

correspondiente para vapor saturado es hVB. Como la expansión entre A y B

ocurre a través de una válvula de expansión y no hay intercambio de energía, el

proceso se considera isoentálpico, por lo que la entalpía a la entrada y salida de

la válvula es la misma hLA.

Como el punto B está dentro de la envolvente, vapor y líquido saturado coexisten.

Para determinar la cantidad de vapor formado en el proceso de expansión,

hacemos X la fracción de líquido a la presión PB con una entalpía hLB. La

fracción de vapor formada con una entalpía hVB es (1 –X). Las ecuaciones para

el balance de calor y la fracción de líquido formado son:

(X)hLB + (1-X)hVB = hLA

X= (hVB- hLA) / (hVB- hLB)

(1-X) = (hLA- hLB) / (hVB- hLB)

Etapa de evaporación El vapor formado en el proceso de expansión (A-B) no suministra ninguna

refrigeración al proceso. Calor es absorbido del proceso por la evaporación de la

parte líquida de refrigerante. Como se muestra en la Fig.A esto es a temperatura y

presión constante. <la entalpía del vapor en el punto C es hVB.

Físicamente la evaporación ocurre en un intercambiador de calor denominado

evaporador o chiller. El líquido frío X suministra la refrigeración y su efecto

refrigerante está definido como X (hVB-hLB) y sustituyendo en la ecuación 2 dicho

efecto se representa como:



Efecto R = hVB-hLA

La capacidad de refrigeración o “duty” referido a la cantidad total de calor

absorbido en el chiller por el proceso, generalmente se expresa como toneladas

de refrigeración o BTU/ unidad de tiempo. La rata de flujo de refrigerante está

dada por la siguiente expresión.

m= Qref / (hVB –hLA)

Etapa de compresión

Los vapores de refrigerante salen del chiller a la presión de saturación Pc y la

correspondiente temperatura Tc con una entalpía hVB. La entropía en este punto

C es SC. los vapores se comprimen isentrópicamente a la presión PA a través de

la línea CD’ ( Fig A).

El trabajo isentrópico (ideal) Wi, por comprimir el refrigerante desde PB a PA está

dado por:

Wi = m (h’VD – hVB)

El valor h’VD está determinado por las propiedades del refrigerante a PA y una

entropía SC. Como el refrigerante no es un fluido ideal y los compresores no

operan idealmente, se define el término eficiencia isentrópica ηi para compensar

las ineficiencias en el proceso de compresión (Esta eficiencia se denomina

también adiabática=. El trabajo real de compresión puede ser calculado así:

W = Wi /ηi = m(h’VD – hVB)/ ηi

La entalpía a la descarga está dada por

hVD = (h’VD – hVB)/ ηi + hVB

El trabajo de compresión puede expresarse como:

GHP = W/2544.4



Donde 2544.4 Btu/h = 1 hp

Etapa de condensación

El refrigerante sobrecalentado que sale del compresor PA y TD (Punto D en lal

Fig A, se enfría a la temperatura de punto de rocío TA a condición muy cercana

de presión constante y se condensa a temperatura constante.

Durante el proceso de sobrecalentamiento y condensación, todo el calor y trabajo

acondicionados al refrigerante durante los procesos de evaporación y compresión,

deben ser removidos de forma tal que se complete el ciclo llegando al punto de

inicio A, en el diagrama P-H que se muestra en la figura A.

Acondicionado el duty de refrigeración al calor de compresión, se calcula el duty

de condensación QCD con la siguiente expresión:

QCD = m[(hVB – hLA) + (hVD – hVB)]

QCD = m(hVD – hLA)

La presión de condensación del refrigerante es una función del medio de

enfriamiento disponible: aire, agua de enfriamiento u otro refrigerante.

2.2.6. Proceso Turbo Expansión

El proceso de Turbo-expansor o simplemente una turbina de expansión, es una

turbina de flujo centrífugo o axial a través del cual se expande un gas de alta

presión para producir trabajo que se utiliza a menudo para accionar un

compresor.

Dado que el trabajo se extrae del gas de alta presión de expansión, la expansión

es aproximada por un proceso isentrópico (es decir, un proceso de entropía

constante) y el gas de escape de baja presión de la turbina está a una

temperatura muy baja, -150 ° C o menos dependiendo sobre la presión de

funcionamiento y las propiedades del gas.

Los Turboexpansores son muy utilizados como fuentes de refrigeración en los

procesos industriales tales como la extracción de etano y líquidos de gas natural

(LGN) a partir de gas natural, la licuefacción de los gases (tales como oxígeno,



nitrógeno, helio, argón y criptón) y otros procesos criogénicos de baja

temperatura.

Un proceso turboexpansor se muestra ilustrado en la siguiente figura B

Figura.B Proceso criogénico con turbo expansión

Fuente: The Gas Processors and Suppliers Association Data Book

La Figura B, muestra un proceso de turbo expansión de baja temperatura típico

para la recuperación de etano e hidrocarburos más pesados como GLP y

gasolinas naturales de una corriente de gas natural.

Muchas plantas de recuperación de etano, y propano fueron diseñadas para

Incorporar las características y condiciones ventajosas particulares de un turbo

expander que produce trabajo útil.

La selección de un ciclo de proceso de turbo expander es recomendable cuando

una o más de las siguientes condiciones existen:

Alta presión en la corriente de gas.

La alimentación tiene solamente una fase.

Requerimientos de recuperación de etano.

Requerimientos de recuperación de propano.



Requerimientos de infraestructura compacta.

Se requiere bajos costos de operación.

Flexibilidad de operación en una variedad de presiones y de productos.

Se desea tener bajos capitales de inversión.

Existen múltiples factores además de los listados arriba que afectan la selección

de proceso final. Si dos o más condiciones co-existen, generalmente la selección

de un proceso de turbo expansión sería la mejor opción.

La Figura B describe el proceso de turbo expansión . Después haber pasado las

facilidades de tratamiento de gas tales como; la deshidratación y endulzamiento,

el gas de alimento entra al proceso, el mismo es representado por el punto (1) en

ambas Figuras. A medida que el gas es enfriado por los intercambiadores fríos

gas y el intercambiador adjunto de la demetanizadora, la temperatura del gas se

mueve a lo largo de la línea punteada hasta el punto 2 (Figura B). En el punto 2,

el gas entra al separador del expander donde el líquido condensado es separado

del vapor. Este vapor tiene ahora su propio diagrama presión - temperatura, que

está representada por la curva segmentada. A la entrada del turbo expander el

gas está sobre la línea de puntos de rocío.

A medida que el gas fluye a través del expander, la trayectoria de presión y

temperatura es mostrada por la línea punteada desde el punto 2 hasta el punto 3.

El punto 3 representa la salida del turbo expander. La importancia del uso del

turbo expander, como la fuente motriz del compresor paralelo. Si el gas hubiese

sido expandido sin hacer ningún trabajo, la trayectoria de expansión seria del

punto 2 hasta el punto 4.

Aquello es conocido cómo una expansión de Joule - Thomson, o una expansión

de entalpia constante. La temperatura y presión serían más altas que aquellas

alcanzadas en el proceso de expansión (casi isentrópico).

Nótese que la presión en el punto 4 no es tan baja como aquella obtenida por el

flujo a través del turbo expander (punto 3). Esto es debido a que se asumió que,

sin el proceso de expansión (no se tendría energía para la re-compresión), en el

proceso no se podría reponer la presión de la cabeza de la demetanizadora con

relación a la presión del gas residual con un re - compresor solamente.

Adicionalmente, porque la trayectoria al punto 4 es adiabática sin el trabajo

realizado por el gas, el gas no se congela hasta una temperatura tan baja como

en la trayectoria al punto 3. Esto significa que la trayectoria desde el punto 2 al



punto 3 es una expansión isentrópica que produce trabajo y por lo tanto el

enfriamiento del gas más que una simple isoentálpica o una trayectoria de

expansión Joule - Thomson.

El hecho de que la temperatura que se alcanza con la expansión Joule - Thomson

sea más alta, repercute en la reducción de la recuperación de producto. El uso del

compresor, que trabaja paralelamente al expansor incrementando la presión del

gas residual, permitirá alcanzar una menor presión en la expansión lo que

significa que no se consumirá tanta energía en la compresión.

Consideraciones mecánicas del Turbo expander De los varios tipos de turbinas, la turbina de flujo radial es la dominante en

aplicaciones a plantas de gas natural.

Estas máquinas operan en un amplio rango de caudales y presiones de entrada,

por medio de la utilización de aletas guía variables. Estas operan a una alta

velocidad y así son sujetas al diseño y cuidados operativos, similares a equipos

rotatorios y sofisticados.

La configuración más común es un par turbo expander - compresor, donde la

energía producida por el expander es utilizada para comprimir el gas residual. En

este caso, el eje del compresor opera sobre el mismo eje de transmisión del turbo

expander, debido a que la energía producida, y los efectos de refrigeración del

expander son beneficios de carácter primario, las velocidades de rotación son

diseñadas para optimizar la eficiencia del mismo. Esto repercutirá en el diseño

final del compresor y eficiencias de compresión más bajas.

Existen múltiples factores adicionales a los nombrados arriba que afectan la

selección final del proceso. Si dos o más de estas condiciones pueden coexistir,

generalmente un turbo-expansor será la mejor opción. Las eficiencias usuales

previstas para el expander están entre 75% y 85%, mientras que las eficiencias

del compresor varían entre 65% y 80%.

Algunas consideraciones en la instalación de turbo expander son:

La corriente de alimentación al expander debe estar libre de sólidos. Los líquidos

son recuperados en un separador vertical de alta presión. Un filtro muy fino de

sólidos es recomendado para la remoción de los mismos. Al mismo tiempo, un

control de la caída de presión a través del filtro es aconsejable ya que una

excesiva caída de presión significará la formación o acumulación de sólidos tales

como: hielo, dióxido de carbono, aminas y aceites.



Una fuente de gas de sello, particularmente en el arranque, es algo muy

importante. Esta corriente de gas debe ser seca, dulce, y de presión suficiente

para llenar los requerimientos del sistema.

Normalmente una válvula automática de cierre rápida es necesaria antes que el

gas entre al expander. La selección de esta válvula y el tipo de actuador deben

considerarse para la puesta en marcha, la operación diaria, y el paro.

Es recomendable y muy útil la instalación de instrumentos de detección de

vibración. Su aplicación depende del operador, vendedor y la economía.

Las fallas debido a la resonancia mecánica han ocurrido en turbo expander. En

estos casos, la solución puede involucrar un rediseño mecánico de los ejes

transmisores, cojinetes, aletas, u otros.

La instalación de una unidad turbo expander - compresor requiere un diseño del

sistema de lubricación, instrumentación, como en cualquier equipo rotativo

industrial.

La figura C muestra el conjunto expansor y compresor

Figura C



2.2.7. Proceso de Compresión

El proceso de compresión de un gas ideal es adiabático reversible o isentrópico

(es decir, que no se le transfiere ni se le remueve ningún calor al gas durante su

compresión) y no está afectado por la fricción.

El comportamiento P-V de un gas en una compresión o expansión isentrópica

está dado por:

Donde:

k: exponente isentrópico, la relación del calor especifico a presión constante (Cp)

y el calor especifico a volumen constante (Cv) del gas:



Cp. y C.V.: son funciones de la temperatura para gases ideales. Para gases

reales, Cp y Cv son funciones tanto de la presión como de la temperatura:

Entonces, para calcular la altura isentrópica desarrollada por el compresor de las

condiciones iniciales (P, y T,) a las condiciones finales (P2 y T2) es:

Donde:

H¡se: Altura isentrópica desarrollada por el compresor centrífugo (ft-lb/lb) T, y T2:

Temperaturas de succión y descarga (°R) P, y P2: Presiones de succión y

descarga (psia)

Factor de compresibilidad promedio (-) MW: Peso molecular del gas (Ib/lbmol)

Relación de capacidades caloríficas promediada a las temperaturas de Succión

y descarga.



Cp: Capacidad calorífica a presión constante Btu (lb-°F)

Cv: Capacidad calorífica a volumen constante Btu (lb-°F)

Relación de capacidades caloríficas (-)

Capacidad calorífica molar a presión constante y @ T (Btu-lbmol-°R)

Para calcular la potencia requerida por el compresor:

Donde:

iv: Flujo másico de gas (Ib/min)

rjise: Eficiencia de compresión isentrópica (-)

Para aproximar la potencia total requerida por el compresor, se debe agregar un

margen para compensar las pérdidas mecánicas debido a la fricción en los

rodamientos, a los sellos y al desgaste ocasionado por ¡a velocidad de

compresor.



2.2.8. Proceso de Fraccionamiento

El proceso de fraccionamiento es una operación unitaria empleada para separar

mezclas de componentes en productos individuales, éste es posible cuando los

productos a ser separados tienen diferentes puntos de ebullición . La dificultad del

fraccionamiento puede estar relacionada con la diferencia existente entre los

puntos de ebullición de los productos deseados, usualmente se remueve primero

el o los elementos más livianos de la mezcla. Un plato de equilibrio teórico está

definido como aquel en el que el vapor que abandona el plato esta en equilibrio

con el líquido que lo abandona. Ambos abandonan el plato a la misma

temperatura y presión, de esta manera, si conocemos la composición del vapor

que abandona el plato y su temperatura y presión, podemos utilizar la relación de

equilibrio para calcular la composición de la fase líquida.

El plato real no alcanzará el equilibrio debido a que hay insuficiente tiempo de

contacto vapor - líquido para alcanzarlo, es decir que ni el vapor ni el líquido que

abandonan el plato real estarán en equilibrio, por lo tanto se requieren más platos

reales que teóricos para llevar a cabo la misma operación. La cantidad, de

eficiencia global expresada como fracción, se define por:

Platos Teórico

Eficiencia Global

Platos Reales

Relación del rehervidor, o sea, relación entre el vapor producido por el

rehervidor y el residuo separado.

Concentración de un componente en el destilado y el flujo del mismo

componente en el residuo, o "separación" del componente (puede

escogerse un máximo de dos). Relación entre el destilado total y el residuo

total

2.2.9. Aplicaciones de Fraccionamiento.

Los sistemas fraccionadores son llamados generalmente según el nombre de

producto de tope. Por consiguiente, una desmetanizadora indica que el producto

de tope de la torre es etano; para una despropanizadora el producto separado es

propano obtenido por el tope.



El número y tipo de fraccionadores depende del número de productos a realizar y

la composición de la alimentación. Los productos NGL típicos de un proceso de

fraccionamiento incluyen:

Producto desmetanizado (C2+)

Producto desetanizado (C3+)

Mezcla Etano/Propano (EP)

Propano Comercial.

Mezcla Propano/Butano (GLP)

Butano(s)

Butano/Mezcla de gasolina

Gasolina Natural

Mezclas con una especificación de presión de vapor.

2.1.7.3. Equipos de Fraccionamiento.En esencia todas las plantas de procesamiento del gas natural requieren por lo

menos una fraccionadora para producir un producto líquido el cual reunirá las

especificaciones de venta.

Las partes principales de un sistema de fraccionamiento se describen en la figura

_D y estas son: la torre fraccionadora (1), un condensador del producto de tope

(2), un tambor de reflujo (3) un rehervidor de fondo (4). Los diferentes

componentes del sistema se muestran esquemáticamente en la figura:


Fig. D Partes típicas de un sistema de fraccionamiento


Columna Fraccionadora FUENTE: PDVSA

Las plantas de fraccionamiento son requeridas generalmente para obtener

productos puros, entonces debe existir mucho contacto entre líquidos y vapores

dentro de la torre. Para conseguir este contacto se requiere de un gran número

de platos en la torre, gran cantidad de calor proporcionada por el rehervidor de

fondo y una porción de producto enfriado por el acumulador de reflujo y el

condensador

2.3.Separación de líquidos del gas natural

Los líquidos recuperados del gas natural (NGL), forman una mezcla de

hidrocarburos multicomponentes la cual se separa en fracciones de

compuestos individuales o mezclados, mediante una operación de

fraccionamiento. Se le llama destilación al proceso mediante el cual se logra

realizar la operación de fraccionamiento. En forma general cuando el gas

natural de producción tiene 1.3 % mol de propano, puede ser económico

recuperar gases licuados del petróleo (GLP). Cuando el porcentaje es inferior a

dicho valor, debe hacerse un análisis de alternativas minucioso antes de

instalar facilidades para recuperación de GLP.

Descripción del Proceso



La Destilación es probablemente el método más económico para separar una

mezcla en sus componentes individuales. La separación es fácil si la volatilidad

relativa de los compuestos clave liviano y clave pesado es substancialmente

mayor que uno. Los componentes más livianos (producto de cima), se separan

de los más pesados (producto de fondo). De esta forma, el producto de fondo

de una columna es el alimento a la próxima columna, la cual puede operar a

una presión menor pero a temperatura mayor. La altura de la columna, número

de platos o altura de empaque, depende de la volatilidad relativa. Entre más

baja sea la volatilidad relativa, la altura de la columna será mayor. En la Fig.D

se muestra en forma esquemática una torre de fraccionamiento con sus

diferentes componentes. El calor se introduce al rehervidor para producir los

vapores de despojo. El vapor sube a través de la columna contactando el

líquido que desciende. El vapor que sale por la cima de la columna entra al

condensador donde se remueve calor por algún medio de enfriamiento.

El líquido se retorna a la columna como reflujo para limitar las pérdidas de

componente pesado por la cima o cabeza de la torre, los

Internos tales como platos o empaque promueven el contacto entre el líquido y

el vapor en la columna. Un íntimo contacto entre el vapor y el líquido se

requiere para que la separación sea eficiente. El vapor que entra a una etapa

de separación se enfría con lo cual ocurre un poco de condensación de los

componentes pesados. La fase líquida se calienta resultando en alguna

vaporización de los componentes livianos. De esta forma, los componentes

pesados se van concentrando en la fase líquida hasta volverse producto de

fondo. La fase de vapor continuamente se enriquece con componente liviano

hasta volverse producto de cima. El vapor que sale por la cima de la columna

puede ser totalmente o parcialmente condensada En un condensador total,

todo el vapor que entra sale como líquido, y el reflujo retorna a la columna con

la misma composición que el producto de cima destilado. En un condensador

parcial, solamente una parte del vapor que entra al condensador se condensa

como liquido. En muchos casos se condensa solamente el líquido que sirve

como reflujo a la torre. En algunos casos sin embargo, se condensa más del

liquido requerido como reflujo y se tendrán por lo tanto dos productos de cima,

uno líquido con la misma composición del reflujo y el otro vapor el cual está en

equilibrio con el líquido de reflujo.



Principio de la Destilación En destilación el proceso de separación se basa en la volatilidad relativa de los

compuestos a ser separados. La separación ocurre debido a que un

componente se calienta hasta que pasa a la fase de vapor y el otro

componente permanece en la fase líquida. Cuando la mezcla no es de dos

componentes sino multicomponente. la separación se selecciona entre dos

componentes denominados claves, por ejemplo etano y propano.

Se aplica calor hasta que todo el etano y los compuestos más livianos se

vaporizan, mientras que a la presión y temperatura de operación, el propano y

los compuestos más pesados permanecen en la fase líquida. Entre mayor sea

la diferencia en volatilidad de los dos compuestos claves seleccionados, más

fácil será efectuar la separación. Por lo tanto, en el proceso destilación se

requiere que haya una diferencia en los puntos de ebullición a la presión de

operación, y que los compuestos sean estables térmicamente para que no se

descompongan.

El componente más pesado que se vaporiza se denomina “componente clave

liviano” y el componente más liviano que permanece en la fase líquida se

denomina “componente clave pesado”.

En la destilación todos los cálculos se ejecutan usando etapas teóricas de

equilibrio. Una columna de fraccionamiento puede ser considerada como una

serie de equilibrios flash con dos corrientes de alimento y dos de producto . El

vapor entra al flash desde la etapa inferior a alta temperatura y la corriente de

líquido entra desde la etapa superior a baja temperatura. En esta etapa ocurre

transferencia de calor y de masa de forma tal, que las corrientes que salen

estén en el punto de burbuja de liquido y en el punto de rocío de vapor, a la

misma temperatura y presión. Las composiciones de estas fases están

relacionadas por la constante de equilibrio así:

yi=Ki*xi

La relación entre los balances de materia y energía para cada etapa es la base

para el diseño de toda la torre de fraccionamiento. Dos consideraciones

importantes que afectan el tamaño y costo de una columna de fraccionamiento

son el grado de separación y la volatilidad de los componentes.



El grado de separación o pureza de un producto tiene un impacto directo sobre

el tamaño de la columna y los requerimientos de servicios. Alta pureza requiere

más platos, más reflujo, mayor diámetro y o reducida cantidad de producto.

Una medida cuantitativa de la dificultad para una separación es el factor de

separación SF, definido como:

SF = (XD/XB)LK (XB/XD)HK

Típicamente para la mayoría de los problemas de separación este factor está

en el rango de 500 a 2,000. Sin embargo, para separaciones muy puras este

valor puede llegar a 10,000. El número de platos aproximadamente será el

logaritmo del factor de separación para un determinado sistema.

La volatilidad de los componentes solamente se expresa como volatilidad

relativa α. Esta variable está definida como la relación de las constantes de

equilibrio de los compuestos claves liviano y pesado así:

α = KLK / KHK

Para sistemas de hidrocarburo en dos fases, compuestos que están en una

fase estarán también presentes en la otra fase, en proporción al valor de su

constante de equilibrio K. Por lo tamo, es necesario tener muchas etapas de

contacto gas/líquido, para provocar una concentración gradual de los

componentes livianos en la fase gaseosa, y los componentes pesados en la

fase líquida. Esto requiere que la columna de destilación tenga muchas etapas

de separación, que se agregue calor al fondo de la columna para suministrar la

energía de despojo, y que se aplique condensación en la cima para licuar los

componentes que se retornan a la cima de la torre como reflujo.

Propósito del Fraccionamiento

Cualquier planta de procesamiento de gas que produce líquidos del gas natural

(NGL), requiere de al menos una fraccionadora para producir un líquido que



cumpla con las especificaciones para venta. Por lo tanto, el propósito del

fraccionamiento es obtener de una mezcla de hidrocarburos líquidos, ciertas

fracciones que como productos deben cumplir especificaciones como las

Figuras mostradas en los anexos que corresponden a las Figs. 2-1, 2-2 y 2-3

del GPSA. Para separar una corriente líquida de hidrocarburos en varias

fracciones, se requiere una torre de destilación por fracción. De otra forma silo

que se quiere es estabilizar la corriente del hidrocarburo condensado

recolectado en el separador de entrada a la planta, para recuperar las

fracciones de pentano y más pesadas (C5+), se utiliza una torre estabilizadora

en la cual se separan las fracciones de 5 hidrocarburos y más pesados, los

cuales salen por el fondo y las fracciones de 4 hidrocarburos y más livianos

(C4-), las cuales salen por la cima. Generalmente esta fracción de cima de

butano y más livianos, se consume dentro de la misma planta como gas

combustible. El producto de fondo se vende como un condensado estabilizado,

al cual se le controla en la torre la presión de vapor Reid (RVP), con la cual se

determina el tipo de tanque de almacenamiento requerido (Para gasolina

natural 10—34 RVP, se recomiendan tanques esféricos, cilíndricos horizontales

o verticales con domo; para gasolina 5-14 RVP tanques con techo flotante o de

techo fijo con venteo).

En la Fig. E se ilustra una instalación típica para estabilización de

condensados donde allí también se produce un proceso de destilación

mediante torres de destilación.- El número total de columnas de destilación

depende de la composición del alimento y del número de productos a ser

recuperado. En un sistema en el cual se recupera etano, GLP (mezcla de C3’s y

C4’s) y el balance como C5+, se requiere un mínimo de tres columnas de

destilación para las separaciones siguientes:

- Separar el metano de los hidrocarburos de dos y más carbonos.

- Separar el etano de los hidrocarburos de tres y más carbonos.

- Separar el GLP y los C5+.




Fig. E Torre de Estabilización de Gasolinas


En la Fig. F se muestra un tren de fraccionamiento usado para producir tres

productos. La corriente de alimento contiene mucho etano para ser incluido en

los productos; por eso, la primera columna es una deetanizadora. La corriente

de cima de la deetanizadora se recicla a la planta de procesamiento aguas

arriba, o se envía al sistema de gas combustible. El producto de fondo de dicha

columna, es la carga a la segunda columna llamada depropanizadora; en la

cual se obtiene como producto de cima, propano en especificaciones. El

producto de fondo es una mezcla de C4’s y gasolina que va a la tercera

columna. Esta es una debutanizadora, en la cual se separan los productos

butano y gasolina. Esta separación es controlada por la limitación de presión de

vapor en la gasolina. El butano producto se puede vender como una mezcla, o

se puede separar en otra torre en iso-butano y normal-butano, productos que

tienen aplicación como materia prima para petroquímicos.

En la figura G se muestra un tipico de la torre demetanizadora que corresponde

a porceso de fraccionadora, la cual no usa condensador de reflujo externo para

producir líquido para el contacto con los vapores en la torre. Esta torre se

encuentra en plantas criogénicas. Como se puede observar en la Fig. F, el

alimento al plato de cima compuesto por 12% mol como líquido a baja

temperatura, suministra el líquido de reflujo. Este líquido junto con las otras

corrientes de alimento, es la carga líquida a la torre. El rehervidor es el punto

de control para la pureza del producto de fondo. La composición de cima es

función de las unidades de proceso aguas arriba. Esta es una aproximación

económica para obtener un solo.




Fig. F Típico de Tren de Fraccionamiento

Universidad de Aquino Bolivia (UDABOL)


Fig. G Demetanizador


producto, pero la eficiencia de separación está limitada. Una mejor recuperación o

una separación más fina, se logra adicionando un condensador de reflujo y una

sección de rectificación.

En la Fig. H se muestran dos alternativas de secuencias en un tren de

fraccionamiento de dos torres, las cuales físicamente son viables pero hay una

que es la óptima. El arreglo óptimo depende del número y cantidad de

compuestos a ser separados, de la volatilidad relativa, de la pureza requerida, etc.

King(10) hizo un análisis generalizado para una mezcla de n componentes a ser

separados en n productos utilizando n- 1 torres, y recomienda las siguientes

cuatro “reglas del dedo gordo”, con base principalmente en consideraciones de

ahorro de energía y dificultad para la separación:

1. La secuencia directa de separar los compuestos uno a uno es la que más se

favorece, a menos que aplique uno de los siguientes eventos.

2. Se debe dar prelación en la secuencia, a la separación que resulte en una

división equimolar entre el producto de cima y el de fondo.

3. Componentes adyacentes cuya volatilidad relativa está cercana a la unidad

deben separarse sin presencia de otros componentes; por lo tanto, esta

separación debe reservarse para la última torre en la secuencia.

4. La separación que exija una alta recuperación de las fracciones debe dejarse

para lo último en la secuencia.




Fig. H Alternativas de secuenciasen un tren de fraccionamiento


2.3.1. MARCO TEORICO REFERENCIALPara la elaboración de la ingeniería del proyecto debe considerar los siguientes

códigos y estándares:

ANSI Instituto Americano de Estándares Nacionales

API Instituto Americano de Petróleo

ASME Sociedad Americana de Ingenieros Mecánicos

ASTM Sociedad Americana de Pruebas y Materiales

AWS Sociedad Americana de Soldadura

CTI Instituto de Torres de Enfriamiento

HI Instituto Hidráulica

HIS Instituto de Estándares de Hidráulico

ICBO Conferencia Internacional de Oficiales de Construcción

IEEE Instituto de Ingenieros Electricistas y Electrónicos

ISA Sociedad Americana de Instrumentación

NBS Agencia de Estándares Nacionales

NEC Código Eléctrico Nacional

NEMA Asociación Nacional de Fabricantes Eléctricos

NFPA Asociación Nacional de Protección Contraincendios

TEMA Asociación de Fabricantes de Intercambiadores Térmicos

2.3.2. MARCOTEORICO NORMATIVO Las siguientes leyes y normas a aplicar en el proyecto son las siguientes:

Ley de Hidrocarburos, del 17-05-2005.

Reglamento de normas técnicas y de seguridad para las actividades de

exploración y explotación de Hidrocarburos.

Reglamento para construcción y operación de plantas de almacenaje de

combustibles líquidos.

Ley del Medio Ambiente Nº 1333, del 27-04-1992.

Reglamento de Prevención y Control Ambiental, Modificado y

Complementado por D.s. 28592, del 17-01-2006.

Reglamento Ambiental para el Sector Hidrocarburos, D.S. 24335.

Modifica Reglamento Ambiental del Sector Hidrocarburos, D.S.26171 del

04-05-2001.



Reglamento en Materia de Contaminación Atmosférica, D.S.24176 del 08-

12-1995.

Reglamento en Materia de Contaminación Hídrica, D.S. 24176 del 08-12-

1995.

2.3.3. MARCO TEORICO HISTORICOEl posible uso de una máquina de expansión para crear isoentrópicamente

bajas temperaturas fue sugerido por Carl Wilhelm Siemens (Siemens ciclo), un

ingeniero alemán en 1857. Cerca de tres décadas después, en 1885, Ernest

Solvay de Bélgica trató de utilizar una máquina de expansión alternativo, pero

no pudo alcanzar ningún temperaturas inferiores a -98 ° C debido a problemas

con la lubricación de la máquina a tales temperaturas. En 1902, Georges

Claude, un ingeniero francés, utilizo con éxito una máquina de expansión

alternativo para licuar aire. Él utilizó una piel desengrasada, quemado embalaje

como un sello del pistón sin lubricación. Con una presión de aire de sólo 40 bar

(4 MPa), Claude alcanzado una expansión isentrópica casi resultando en una

temperatura más baja que antes había sido posible. Los turboexpansores

primera parece haber sido diseñado en alrededor de 1934 o 1935 por Guido

Zerkowitz, un ingeniero italiano que trabaja para la firma alemana Linde AG.

En 1939, el físico ruso Pyotr Kapitsa perfeccionado el diseño de centrífuga

turboexpansores. Su prototipo práctico al principio fue de metal Monel, tenía un

diámetro exterior de sólo 8 cm (3,1 in), operado a 40.000 revoluciones por

minuto y se expandió 1.000 metros cúbicos de aire por hora. Se utiliza una

bomba de agua como un freno y se obtuvo una eficiencia de 79 a 83 % por

ciento. La mayoría de los turboexpansores en el uso industrial desde entonces,

se han basado en el diseño de Kapitsa y turboexpansores centrífugas se han

apoderado de casi 100 por ciento del gas industrial,licuefacción a baja

temperaturas del proceso.- En 1978, Pyotr Kapitsa fue galardonado con un

premio Nobel de física por su cuerpo de trabajo en el área de la física para

investigaciones de procesos a muy bajas temperaturas.

En 1983, San Diego Gas and Electric fue uno de los primeros en instalar una

turbina de expansión en una estación de gas natural para la bajada de la

recuperación de energía



En el contexto se puede decir que el gas separado contiene metano, etano, gas

licuado de Petróleo (GLP) y gasolina natural todo esto en los últimos años ha

despertado el interés de la industria petroquímica. Por esta razón se pretende

desarrollar el proyecto de la planta criogénica para poder aprovechar los

productos y sub productos para la nueva etapa que es la industria

petroquímica. En estos momentos Bolivia cuenta con 6 plantas existentes de

extracción de licuables que actualmente están en operación. Estas plantas de

procesos se nombran a continuación:

Río Grande

Vuelta Grande

Carrasco

Kanata

Paloma

Colpa

Los cuales utilizan tres tipos de tecnología de extracción de GLP a partir del gas

natural, como ser Absorción con “Lean Oil” y Refrigeración con propano en Río

Grande, Turbo expansión en Carrasco, Kanata, Paloma y Vuelta Grande, y

Refrigeración con Propano en Colpa. Según fuentes de proyecciones del

Ministerio de Hidrocarburos existirá un déficit hasta el 2015 aproximadamente de

casi 300,9 toneladas métricas día (TMD) de GLP, y que todas estas plantas ya no

abastecen al mercado interno.

3. CAPITULO III PLAN DE TRABAJO

El plan de trabajo del proyecto tiene tres fases.

Elaboración y consolidación del Marco Teórico

Elaboración de la ingeniería del Proyecto

Elaboración de la estimación de Costos del proyecto

Estas fase esta resumidas y se muestran en la Tabla – A en la cual están

descritas la actividades a desarrollar para la elaboración del proyecto hasta su

defensa final.



3.1.Descripción de Actividades

Las actividades se describen en la siguiente tabla:

Tabla - A

PERIODO (MESES) DESCRIPCION DE LAS ACTIVIDADES

Agosto - Septiembre 1.- Apertura de las clases de seminario II

Septiembre - Octubre2.- Elaboración hasta el Capítulo II Marco Teórico del Proyecto.3.- Presentación del Proyecto hasta el marco teórico

Octubre – Noviembre 4.- Elaboración de la ingeniería del proyecto

Octubre –Noviembre 5.- Presentación del primer borrador completo para su revisión y/o aprobación del proyecto

Noviembre -Diciembre 6.- Revisión y levantamientos de Observaciones y Recomendaciones.7.- Pre Defensas Internas

Diciembre 8- Defensa Interna Final



3.2.Diagrama de Gantt

Tabla B

Diagrama de Gantt Gestión Académica II - 2012

ACTIVIDADESPeriodo deTiempo en Meses

Agosto Septiembre Octubre Noviembre Diciembre

Inscripciones Seminario de Titulación II

Inicio de Clases Gestión II - 2012 Presentación del 1er Revisión del Marco Teórico Conceptual

Revisión y Devolución por el Docente Liberación de Observaciones al Proyecto de Grado Presentación del Primer Borrador de la ingeniería del Proyecto Presentación y Defensa Final del Proyecto



Bibliografía

1. ANDINA, YPFB-. Ubicación Planta de Tratamiento Sirari. Santa Cruz de la Sierra,

Bolivia : YPFB, 2010.

2. Corporación, YPFB. Plan de Inversiones 2009-2015. La Paz, Bolivia : Imprenta

COMPAZ, 2009.

3. Lyons, William C., Ph.D., P.E. Standard Handbook of Petroleum and Natural Gas

Engineering Vol.2. Houston, Texas, USA : Gulf Professional Publishing Company,

1996.

4. Mokhatab, S., Poe, W. A. and Speight, J. G. Handbook of Natural Gas Transmission

& Processing. Oxford : Gulf Professional Publishing, 2006.

5. Campbell, John M. Gas Conditioning and processing Vol1, The basic Principles.

Norman Oklahoma : Campbell Petroleum Series, 1984.

6. Martinez, Marcias J and Palacios, Ramiro P. Ingenieria del Gas - Caracteristicas y

comportamientos de los Hidrocarburos. Maracaibo, Venezuela : Ingenieros

Consultores, S.R.L., 1994.

7. Graciani, Luis F. Caceres. El Gas Natural, 3ra Ed. Lima, Peru : Grupo S.R.L,

Corporacion Aceros Arequipa, 2002.

8. Gas Processors Suppliers Association., (GPSA). Engineering Data Book 12th Ed.

Tulsa, Oklahoma, USA : Gas Processors Suppliers Association, 2004.

9. Kidnay., and Parrish. Fundamentals of Natural Gas Processing. New York, USA :

Taylor and Francis Group, LLC, 2006.

10. Calle, Marco. Tratamiento del Gas Natural, Tomo II. Sin editar. Cochabamba : s.n.,

2006. Sin Publicacion, distribuido en ambientes de la Universidad Privada Boliviana.

11. Banzer S., Carlos. Correlaciones numericas PVT. Maracaibo, Venezuela :

Fundacion Laboratorio de Servicios Tecnicos Petroleros, 1996.

12. Bidner, Mirtha Susana. Propiedades de la Roca y los Fluidos en Reservorios de

Petroleo. Buenos Aires, Argentina : Eduba., 1998.

13. Ahmed, Tarek. Hydrocarbon Phase Behavior. Houston, Texas, USA : Gulf

Professional Publishing, 1989.

14. Ahmed, Tarek. Reservoir Engineering Handbook 3 Ed. Oxford : Gulf Professional

Publishing, 2006.

15. Geopetrolifero. [En línea] [Citado el: 12 de 03 de 2011.]

http://geopetrolifero.blogspot.com/2010/01/hidratos-de-metano-nueva-fuente-de.html .

16. Martinez, Marcias J. Deshidratacion del Gas Natural. Maracaibo, Venezuela :

Ingenieros Consultores, S.R.L.

17. Carroll, John J. Natural Gas Hydrates. Oxford : Gulf Professional Publishing, 2009.



18. Ingeniería del petróleo. [En línea] [Citado el: 27 de 02 de 2011.] http://ingenieria-

de-petroleo.blogspot.com/2008_02_01_archive.html.

19. La comunidad Petrolera. [En línea] [Citado el: 27 de 02 de 2011.]

http://www.lacomunidadpetrolera.com.

20. Kelada, Maher. Hydrate - A Novel Concept for Severed Pipiline in deep Sea.

[Documento PDF] L.A, USA : s.n., 200.

21. Ghalambor A., and Guo B.. Natural Gas Engineering Handbook. Houston, Texas,

USA : Gulf Publishing Company, 2005.

22. M.Stewart, and Arnol K. Surface Production Operation Vol II, 2 Ed. Houston,

Texas, USA : Gulfl Publishing Company, 1989.

23. Sivalls, Inc. Production Facilities. Odessa, Texas, USA : Sivalls Technical.

24. PDVSA. Separacion Fisica, Tambores Separadores. Petroleos de Venezuela S.A,

PDVSA. Venezuela : PDVSA, 1995. Manual de Diseño de Procesos.

25. Fluids/Solids Handling - Design Two Phase Separators Whitin the Right Limits. W.

Y. Svrcek, and W. Monnery. Calgary, Alberta, Canada : Universidad de Calgary, 1993.

26. Marcías J., Matínez. Diseño Conceptual de Separadores. Maracaibo, Venezuela :

Ingenieros Consultores S.R.L, 1991.

27. Campbell, Jhon M. Gas Conditioning and Processing Vol.2 -The Equipment

Modulos. Norman, Oklahoma : Campbell Petroleum Series, 1992.

Adecuación de la capacidad de procesamiento y almacenamiento de la planta

de refrigeración La Salina. Ingeniería Conceptual INTEVEP. Febrero 1998.

Manual de diseño de proceso. Separadores Líquido - Vapor. PDVSA. Norma

N° MDP-03-S-03. Junio 95.

Manual de ingeniería de diseño: Dimensionamiento de tuberías de proceso.

PDVSA. Norma N° 90616.1.024. Noviembre 1993.



4. ANEXOS

Referencias de Tablas

FIG. 4-1 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Nitrógeno

Fuente: GPSA (Fig. 24-22)



FIG. 4-2 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Dióxido de Carbono




FIG. 4-3 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Metano




FIG. 4-4 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Etano




FIG. 4-5 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Etileno




FIG. 4-6 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Propano




FIG. 4-7 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el Propileno




FIG. 4-9 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el i-Butano




FIG. 4-9 Diagrama de Entalpía vs. Presión para el n-Butano



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