RECOBRO DE LÍQUIDOS
SUSAN SUSAN ALEXANDR AL EXANDRA A CACUA LEAL JAIME ARMANDO LÓPEZ REINA JAIRO JAVIER DAZA GÓMEZ
UNIVERSIDAD UNIVERSIDAD INDUSTRIAL INDUSTRIAL DE SANTANDER SA NTANDER FACULTAD FACULTA D INGENIERIA INGENIERIA FISICOQUIM FISICOQUIMICA ICA ESCUELA ESCUELA INGENIERI INGENIERIA A DE PETROLEOS BUCARAMANGA, SANTANDER SANTANDER 2016-2
RECOBRO DE LÍQUIDOS
SUSAN SUSAN ALEXANDR AL EXANDRA A CACUA LEAL JAIME ARMANDO LÓPEZ REINA JAIRO JAVIER DAZA GÓMEZ
DOCENTE ING. M.Sc. NICOLAS SANTOS SA NTOS SANTOS
UNIVERSIDAD UNIVERSIDAD INDUSTRIAL INDUSTRIAL DE SANTANDER SA NTANDER FACULTAD FACULTA D INGENIERIA INGENIERIA FISICOQUIM FISICOQUIMICA ICA ESCUELA ESCUELA INGENIERI INGENIERIA A DE PETROLEOS BUCARAMANGA, SANTANDER SANTANDER 2016-2
RECOBRO DE LÍQUIDOS
SUSAN SUSAN ALEXANDR AL EXANDRA A CACUA LEAL JAIME ARMANDO LÓPEZ REINA JAIRO JAVIER DAZA GÓMEZ
DOCENTE ING. M.Sc. NICOLAS SANTOS SA NTOS SANTOS
UNIVERSIDAD UNIVERSIDAD INDUSTRIAL INDUSTRIAL DE SANTANDER SA NTANDER FACULTAD FACULTA D INGENIERIA INGENIERIA FISICOQUIM FISICOQUIMICA ICA ESCUELA ESCUELA INGENIERI INGENIERIA A DE PETROLEOS BUCARAMANGA, SANTANDER SANTANDER 2016-2
TABLA DE CONTENIDO
INTRODUCCIÓN ...................... ................................................ .................................................... .................................................... .......................... 5 OBJETIVOS ...................... ................................................ .................................................... .................................................... .................................. ........ 6 GENERALIDADES ......................... ................................................... ................................................... ............................................... ...................... 7 PROCESOS DE REFRIGERACIÓN ................................................. ..................................................................... .................... 11 REFRIGERACIÓN MECÁNICA ....................................................................... ......................................................................... .. 14 A. Escogencia del refrigerante refrigerante ....................... ................................................. .................................................. ........................ 15 B. Ciclo de refrigeración refrigeración......................... ................................................... ................................................... ................................ ....... 16 EXPANSIÓN JOULE-THOMSON .................................................. ...................................................................... .................... 21 TURBO EXPANDER .................................... ............................................................. ................................................... ............................. ... 24 ABSORCIÓN CON ACEITE POBRE P OBRE .................................................................. .................................................................... .. 28 ADSORCIÓN CON LECHO SÓLIDO ....................... ................................................ ............................................. .................... 39 PROCESOS DE REFRIGERACIÓN ALTERNATIVOS A LTERNATIVOS ......................... ......................................... ................ 40 PROCESO DE SEPARACIÓN CON MEMBRANA ............................................ ............................................ 40 TECNOLOGÍA TWISTER ........................ .................................................. ................................................... ................................ ....... 41 CONCLUSIONES.................................................................. ........................................................................................... ................................ ....... 43 BIBLIOGRAFIA ......................... ................................................... .................................................... .................................................. ........................ 44
TABLA TABL A DE IMÁGENES IMÁGENES
Figura 1. Curvas de rocío típicas para condensación retrograda ....................... ............................ ..... 7 Figura 2. Caminos termodinámicos de diferentes tecnologías para recobrar NGL . 8 ........................................... .......................... 9 Figura 3. “Shrinkage value” de componentes del NGL .................. Figura 4. Diagrama del ejemplo .......................... .................................................... .................................................. ........................ 10 Figura 5. Recuperación Recuperación del 60% de etano ............................................................ ............................................................ 1122 Figura 6. Máxima recuperación de etano ......................... ................................................... ..................................... ........... 13 Figura 7. Curvas relativas de recuperación ...................... ................................................ ..................................... ........... 14 Figura 8. Diagrama de flujo de un proceso de refrigeración mecánica ................. 15 15 Figura 9. Diagrama de flujo del proceso y Diagrama de Presión-Entalpía ............ 1166 Figura 10. Sistema de Refrigeración Refrigeración de Una Etapa ............................................ .............................................. .. 19 Figura 11. Sistema de Refrigeración Refrigeración en cascada ...................... ............................................... ............................ ... 20 Figura 12. Curva de inversión ............................................... ......................................................................... ................................ ...... 22 Figura 13. Diagrama de flujo de un sistema de auto-refrigeración auto-refrigeración ........................ 23 Figura 14. Esquema de una planta criogénica turboexpander turboexpander .............................. .............................. 2255 Figura 15. Diagrama del proceso de gas subenfriado subenfriado ....................... ........................................... .................... 27 Figura 16. Diagrama del proceso de gas subenfriado subenfriado ....................... ........................................... .................... 27 Figura 17. Diagrama del proceso de gas subenfriado subenfriado ....................... ........................................... .................... 28 Figura 18. Diagrama simplificado del flujo en una planta de absorción de aceite . 29 Figura 19. Comportamiento Comportamiento de la eficiencia del recobro con aceite pobre ............ 30 Figura 20. Absorción de aceite pobre refrigerado refrigerado ................................................. ................................................. 31 Figura 21. Nomenclatura Nomenclatura de absorción .......................................................... ................................................................. ....... 32 Figura 22. Relación de equilibrio del Metano ............... ........................................ ......................................... ................ 34 Figura 23. Correlación Correlación de factor de Absorción y Stripping .................................. .................................... .. 35 Figura 24. Relación de equilibrio del Propano....................... ................................................ ................................ ....... 36 Figura 25. Esquema de una planta de adsorción con lecho sólido ....... ....................... ................ 4400 Figura 26. Esquema del flujo en el proceso de separación con membrana .......... 40 Figura 27. Sección transversal de un tubo Twister ........................ ................................................ ........................ 41 Figura 28. Concepto del proceso Twister .................................. ........................................................... ............................ ... 42
INTRODUCCIÓN
El recobro de líquidos es el proceso de recuperar los líquidos que se encuentran en la corriente de gas natural (NGL 1, por sus siglas en inglés) constituido por etano (C2), propano (C 3), butanos (iC 4 y nC4) y gasolina natural (C 5+). Por otra parte, de gas licuado del petróleo (LPG 2, por sus siglas en inglés) compuesto por propano (C3), isobutano (iC 4), normal butano (nC 4), propeno (propileno) y buteno (butileno). La recuperación de los líquidos en la corriente de gas natural hace parte del procesamiento del gas el cual consiste en la remoción de los líquidos hidrocarburos presentes en la corriente de gas, ya que estos poseen un mayor valor comercial que haciendo parte de la corriente de gas. En el siglo 20 se realizaron se realizaron esfuerzos para recuperar líquidos involucrando la compresión y enfriamiento de la corriente de gas y la estabilización de productos C 5+ Estos productos de gasolina fueron, y todavía son vendidos bajo especificaciones de venta con una presión de vapor Reid (RVP) de 10, 12, 14, 20 o 26 psia las cuales son las especificaciones más comunes para productos de gasolina (C 5+). Además, las especificaciones de poder calorífico en un gas de venta estará entre 950 a 1150 BTU/scf.
1
NGL: Natural Gas Liquids LPG: Liquefied Petroleum of Gas
2
5
OBJETIVOS
-
Conocer los diferentes procesos implementados en la industria de los hidrocarburos para obtener recobro de líquidos de la corriente de gas natural.
OBJETIVOS ESPECIFICOS
-
Hacer una clasificación de los métodos utilizados para el recobro de líquidos del gas natural.
-
Interpretar el mecanismo de cada proceso, condiciones y eficiencias obtenidas.
-
Identificar los procesos de refrigeración más utilizados en la industria del gas a lo largo de la historia.
6
GENERALIDADES El recobro de líquidos forma parte del procesamiento de gas natural el cual se subdivide en etapas las cuales son -
La separación de los componentes de los hidrocarburos (NGL)
-
El fraccionamiento de la corriente líquida en C 2, C3, nC4 y GLP.
El control del punto de rocío es un parámetro importante ya que nos permitirá predecir bajo que presiones y temperaturas del gas tendremos dos fases. La curva de rocío de la corriente de gas corresponderá a la del componente más pesado que esté presente, como se observa en la Figura 1.
Figura 1. Curvas de rocío típicas para condensación retrograda Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-3, p.16-3
Cabe resaltar que las curvas de rocío de los diferentes componentes fueron generadas con ayuda de cálculos computarizados los cuales se basaron en 7
ecuaciones de estado como Peng Robinson y SRK. Estas curvas serán de gran ayuda para poder realizar operaciones seguras en las tuberías evitando problemas como mayores caídas de presión (comparadas con las que se tendrían en una fase), también en dificultades con el correcto funcionamiento de medidores de flujo (ya que la mayoría usados en gasoductos será para flujo monofásico) Los procesos de recuperación de los líquidos del gas natural (NGL) están basada en los principios básicos de cada proceso Refrigeración mecánica, solo en descenso de temperatura Joule-Thomson, es un proceso isoentálpico Turbo Expander, es un proceso isoentrópico
Figura 2. Caminos termodinámicos de diferentes tecnologías para recobrar NGL Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, p.366
Más adelante se profundizarán cada uno de los procesos para el recobro de líquidos.
8
Además del principio básico de cada proceso para la recuperación de los líquidos de la corriente de gas natural también lo será el saber seleccionar el proceso más adecuado, dependiendo de -
La composición del gas de la corriente
-
La tasa de flujo de gas
-
Dos componentes económicos, el primero de estos relacionado con el costo de extracción de LPG; el segundo, está involucrado a la recuperación de C 2
Por otra parte, se ha realizado una referencia asociada al nivel del recobro deseado en el procesamiento del gas natural, denominada “shrinkage value” la cual nos representa una diferencia de los costos de venta del NGL ya sea como gas o como líquido.
Figura 3. “Shrinkage value” de componentes del NGL Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-2, p.16-3
A continuación se procedemos a dar un ejemplo práctico, (ejemplo 16-1) tomado de la GPSA 9
Ejemplo 16.1 — Encontrar el GPM de una mezcla de gas (como se muestra en el
diagrama inferior). Encontrar el poder calorífico superior de un gas de alimento y del gas de residuo con la siguiente eficiencia para recobra NGL: C2=90%, C3=98%, iC4/nC4=99%, C5+=100%. Cuál es el costo por encogimiento es de $2/MMTBU?
Figura 4. Diagrama del ejemplo
Esquema realizado por los autores Tabla de resultados de GPM Tomado de GPSA pág. 23-3 Componente N2 CO2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6+ Total
MMSCFD
Gas de alimento %molar 1 3 85 5.8 3 0.7 0.8 0.3 0.2 0.2 100 330
gal/mol
GPM
10.126 10.433 12.386 11.937 13.860 13.713 15.566
1.548 510840 0.825 272250 0.228 75240 0.252 83160 0.110 36300 0.072 23760 0.082 27060 3.116
10
gal/día
% recobro estimado
neto gal/día
90 98 99 99 100 100 100
459756 266805 74488 82328 36300 23760 27060 970497
Gas de residuo % molar 1.115 3.346 94.808 0.647 0.067 0.008 0.009 0 0 0 100 295.862
Cálculos de “Shrinkage” Tomado de GPSA pág. 23-4 Componentes N2 CO2 C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6+ Total
MMSCFD
Gas de alimento %molar 1 3 85 5.8 3 0.7 0.8 0.3 0.2 0.2 100 330
Gas de residuo % molar 1.115 3.346 94.808 0.647 0.067 0.008 0.009 0 0 0 100 295.862
HHV BTU/scf 0 0 1010 1769.6 2516.1 3251.9 3262.3 4000.9 4008.9 4755.9
Gas de alimento BTU/scf 0.00 0.00 858.50 102.64 75.48 22.76 26.10 12.00 8.02 9.51 1115.01
Gas de residuo BTU/scf 0.00 0.00 957.56 11.45 1.69 0.26 0.29 0.00 0.00 0.00 971.25
−295.86 ∗971.25 ] ∗ 2 ℎ = [330 ∗ 1,115.01 í í ℎ = 161,209 í PROCESOS DE REFRIGERACIÓN El control del punto de rocío y los sistemas de refrigeración mecánica tienen aplicaciones en las que se desean recuperaciones de propano de moderada a alta. Para lograr mayores recuperaciones de propano y llegar a recuperar etano, se requieren temperaturas criogénicas. Generalmente, el procesamiento del gas natural considera el proceso criogénico como procesos que operan por debajo de 50 °F. 3 En la Figura 5 se muestra una estimación de las temperaturas requeridas a diferentes presiones para conseguir una recuperación de etano del 60%.
3
GPSA. Volumen 2. E dición 12. 2004. Pág. 16-11
11
Figura 5. Recuperación del 60% de etano Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-14, p.16-11
Para alcanzar estas temperaturas, se utiliza una combinación de expansión de presión y descenso de temperatura (enfriamiento). Existen tres métodos generales que pueden utilizarse para alcanzar las condiciones necesarias para la recuperación de líquidos del gas natural. 1. Refrigeración mecánica 2. Expansión Joule-Thomson 3. Turbo expander Cada uno de estos procesos ha sido utilizado siendo el turboexpander el proceso predominante de elección para las instalaciones de recuperación de etano. Uno de los parámetros clave en la recuperación de etano y productos más pesados es el efecto de la extracción sobre el contenido de BTU del gas residual. La Figura 6 exhibe una correlación generalizada del límite de recuperación de etano para alcanzar una HHV de 1000 BTU/ft 3 para diversas composiciones de gas de alimentación.
12
Figura 6. Máxima recuperación de etano Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-15, p.16-11
Como puede verse en este gráfico, la cantidad de no HC’s en el gas de alimento tiene un incidencia en el nivel de recuperación de etano que puede ser dirigido en un diseño de planta.
13
En la Figura 7 se presenta las recuperaciones de propano y butano que se pueden esperar con el aumento del nivel de recuperación de etano. La recuperación de propano puede variar bastante dependiendo de la elección exacta de la configuración del proceso.
Figura 7. Curvas relativas de recuperación Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-16, p.16-12
REFRIGERACIÓN MECÁNICA
La refrigeración mecánica es el proceso más simple y más directo para recobro de NGL. La refrigeración externa o mecánica, mostrada en la Figura 5, es suministrada por un ciclo de refrigeración por compresión de vapor que usualmente emplea propano como refrigerante y compresores de tipo reciprocantes o centrífugos para mover los refrigerantes desde condiciones de operación de baja a alta presión alcanzado niveles de refrigeración de hasta -30°F. Los niveles típicos de recobro de líquidos son 4
C3 ≈ 85%
C4 ≈ 94%
C5+ ≈ 98%
4
Ken Arnold. Surface Production Operations. Volumen 2. Edición 2. 1999. pág.247
14
Figura 8. Diagrama de flujo de un proceso de refrigeración mecánica Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-2, p.367
A. Esco ger el r efr ig eran te
El refrigerante ideal deberá poseer las siguientes cualidades y características
Es no tóxico
Es no corrosivo
Tiene PVT
Las propiedades físicas del refrigerante tendrán que ser compatibles para las necesidades del sistema
Tiene un alto calor latente de vaporización
La presión que se llevará al chiller deberá ser positiva para obtener una mejor eficiencia en el compresor, además, logrará reducir el tamaño del equipo, y evita la inducción de aire en el sistema
Existen varios refrigerantes los cuales son usados como el freón y el propano pero el más popular en aplicaciones de procesamiento de gas es el propano ya que tiene una fácil disponibilidad (a menudo fabricado en el sitio), barato, y tiene una “buena” curva de presión de vapor. La
desventaja es que es inflamable, pero esto no es un problema significativo
15
si se da la debida consideración al diseño y funcionamiento de la instalación (Campbell, 1992)
5
B. Ciclo de refrigeración
El ciclo de refrigeración posee las siguientes etapas a. Expansión b. Evaporación c. Compresión d. Condensación
Figura 9. Diagrama de flujo del proceso y Diagrama de Presión-Entalpía Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.14-2, p.14-2
a. Expansión; El ciclo de refrigeración inicia en el punto A (punto de burbuja de un líquido a su presión Durante presión
de la y
saturación). expansión,
la
temperatura
decrecen pero, la entalpía de la entrada o de la salida a la válvula es la misma (proceso isoentálpico) 5
MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural gas transmission and processing, 2006, pág.368
16
ℎ 1 − ℎ = ℎ
es la fracción de líquido a la presión P (la entalpía es h ) = ℎℎ − − ℎℎ 1− es la fracción de vapor la cual se formó con la expansión B
LB
(con entalpía h VB)
1 − = ℎℎ − − ℎℎ b. Evaporación; La etapa de B a C ocurre a presión
y
temperatura
constante (la entalpía es h VB). La evaporación se da en un intercambiador
de
calor
(chiller), por lo que el proceso de refrigeración se logra con un líquido frío (X) y posee un efecto de refrigerante (llamado Efecto R) se define como
[ ] = ℎ − ℎ La siguiente ecuación será útil para determinar la tasa de flujo del refrigerante
= ℎ −ℎ
c. Compresión Los vapores que salen del chiller se encuentran a presión de
saturación
(P C)
y
temperatura (T C). La entropía de
manera
ideal
(trabajo
isoentrópico ideal) describe la 17
trayectoria amarilla (
en la ecuación) pero como es conocido los
servicios de los compresores no operan idealmente, por lo que se ha trabajado la ineficiencia del proceso de compresión a partir de
− ℎ ℎ = = = ℎ − ℎ
la eficiencia isoentrópica
La entalpía a la descarga está definida como
ℎ = ℎ′ − ℎ ℎ El trabajo de la compresión se puede obtener a partir de
…………………2544.4 = 1ℎ = 2544.4 ℎ d. Condensación Esta etapa parte de la zona de refrigerante
sobrecalentado,
saldrá del compresor bajo las condiciones del punto D a P A y TD (figura a la izquierda) y llega
al
completar
punto
A
el
ciclo
para de
refrigeración. Por lo que el duty de la condensación se puede calcular a partir de
= ℎ − ℎ ℎ − ℎ = ℎ − ℎ
18
Caída de presión en el sistema 6 Lugar
Caída de presión [psi]
En el condensador
3 a 7 psi
Líneas hidráulicas Evaporador al compresor Compresor al condensador Condensador a recibidor
0.1 a 1.5 psi 1 a 2 psi 0.5 a 1 psi
Figura 10. Sistema de Refrigeración de Una Etapa Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.14-3, p.14-2
Refrigeración por etapas El número de niveles de refrigeración generalmente depende
Del número de etapas de compresión requeridas
De las cargas de calor en las inter-etapa
De los economizadores
Del tipo de compresión
i. Refrig eración en cascada
La refrigeración en cascada se refiere a dos circuitos de refrigeración termalmente conectados por un condensador de 6
GPSA. Volumen 2. E dición 12. 2004. Pág.14-3
19
cascada, el cual el condensador es del circuito de baja temperatura y el evaporador del circuito de alta temperatura. Este enfoque es normalmente usado para niveles de temperatura por debajo de -90°F, cuando los gases de HC's ligeros y otros gases de bajo punto de ebullición y los vapores están siendo enfriados. (Lee et al., 1999). Para obtener la mayor eficiencia global del sistema, los refrigerantes para los dos sistemas superpuestos son diferentes.
Figura 11. Sistema de Refrigeración en cascada Tomado de CAMPBELL, John M., Gas Con ditioning And Processing, Vol.2, Edition 7, 1992, p.251 20
EXPANSIÓN JOULE-THOMSON
- Principio El proceso de auto-refrigeración del gas conocida como expansión Joule Thomson (J-T), consiste en el enfriamiento por expansión isoentálpica del gas cuando este pasa a través de la válvula J-T, generando la condensación de los componentes pesados y del agua. A continuación, se procede a realizar una breve explicación matemática la cual soporta la expansión isoentálpica. Iniciamos asumiendo que el proceso de estrangulamiento en la válvula está aislada (sin transferencia de calor durante el proceso), además, serán ignorados los cambios de energía cinética y energía potencial. El gas se encontrará a una condición de P 1, T 1 y V1 y, después de atravesar la válvula) tendrá P 2, T2 y V2. 0
donde
− = − = 2
= 0, y el único trabajo
que tendrá el sistema será
= − 3
Igualando las ecuaciones [2] y [3]
− = − = La entalpía se define como = entonces se llega a confirmar que = . Por otro lado, se desea saber la T a partir de las condiciones ya 2
conocidas de T 1, P1 y P2
− ] [ = =
Donde es el cambio de la temperatura por unidad de cambio de presión a entalpía constante conocido como coeficiente de Joule-Thomson . Es necesario hacer la salvedad de que no todos los gases se enfrían cuando sufren una expansión, algunos se calientan, por lo que este coeficiente nos 21
será de gran ayuda. La Figura 12 fue construida a partir de diferentes curvas isoentálpicas donde se realiza (para cada componente) la construcción con ayuda del coeficiente de J-T que definió el límite entre el calentamiento y el enfriamiento conocida como curva de inversión la cual se basa en la unión de varios puntos para diferentes valores de entalpías
Figura 12. Curva de inversión Tomado de CAMPBELL, John M., Gas Conditioning And Processing, Vol.2, Edition 7, 1992, p.258
La curva de inversión separa dos regiones 7
Región de enfriamiento: En esta parte de la gráfica los valores del coeficiente son positivos
> 0, cualquier caída de presión en
esta región producirá una disminución de la temperatura del gas
Región de calentamiento: Los valores del coeficiente son negativos
< 0, caídas de presión en esta región producirán un aumento de la temperatura del gas
7
CUCHIMAQUE, Julián E., Evaluación del efecto Joule-Thomson y el HoldUp de líquido en sistemas de transporte de gas natural. Tesis. UIS. 2006
22
El sistema de auto-refrigeración no requiere de que algo más le sea agregada al gas, como ocurre con la refrigeración con el chiller, sólo que la válvula esté presente en el sistema (el gas por sí mismo se enfriará), pero necesitamos un pre-enfriamiento a presión constante (en el intercambiador de calor) con el fin de que cuando ocurra la caída de presión isoentálpicamente ingrese en la envolvente o región de dos fases, aunque cabe resaltar que este preenfriamiento hace posible que consiga recuperar líquidos inclinando al proceso a incrementar su rendimiento. Después, esta corriente ingresa a un separador de baja temperatura el cual remueve los líquidos condensados los cuales cumplen con especificaciones de presión de vapor y composición, pero es necesario que este proceso sea conservador para que el gas de residuo cumpla con especificaciones de venta.
Figura 13. Diagrama de flujo de un sistema de auto-refrigeración Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-3, p.370
23
Del diagrama de la Figura 13 se hace necesario resaltar la zona de glicol la cual es instalada porque el proceso se realiza a bajas temperaturas propendiendo a la formación de hidratos, pero a su vez hace que el proceso (el planteado en el diagrama que alcanza temperaturas de -40 °F) no sea tan eficiente como lo hubiese sido si la deshidratación con Silica gel o alúmina, ya que necesitamos que el proceso J-T este entre -70 a -90 °F. Los niveles típicos de recobro de líquidos son
C2 ≈ 20% a 30%
C3 > 85%
C4 > 94%
C5+ = 100%
TURBO EXPANDER
El proceso turbo expander logra una menor temperatura (que el proceso J-T) debido a que la energía que traía el gas es suministrada a la turbina (proceso isoentrópico). Los niveles típicos de recobro de líquidos son 8
C2 > 60 %
C3 > 90%
C4+ ≈ 100%
De manera más explicativa, del principio de turboexpander se puede decir que una corriente de gas ingresa al expansor, a alta presión, logrando mover los alabes de la turbina la cual está conectada con el compresor, lo que genera una transferencia de energía (energía cinética) que resulta en una alta caída de temperatura, dicha energía aplicada por la corriente de gas a la turbina del expansor es la que va a recibir el compresor para que al momento de que ingrese la corriente de gas residual por la torre desmetanizadora ésta sea comprimida para ser llevada a venta o transporte. Estas condiciones de baja de presión y
8
Ken Arnold. Surface Production Operations. Volumen 2. Edición 2. 1999. pág.249
24
baja temperatura hacen favorable la condensación de los líquidos pero ya cuando estos ingresan a la torre desmetanizadora. La Figura 14 muestra una planta criogénica o turbo expander para obtener etano líquido donde el gas es enfriado hasta -100 a -150°F por la expansión a través de una turbina y de la válvula Joule-Thomson. Normalmente, el desecante sólido usado en una planta turboexpander es el tamiz molecular, por lo que la deshidratación alcanza niveles de hasta menos de 1 ppm de vapor de agua asegurando que no se formarán hidratos con las bajas temperaturas operadas en la planta.
Figura 14. Esquema de una planta criogénica turboexpander Tomado de STEWART, Maurice. Surface Production Operations. Design of Gas Handling Systems and Facilities, Gulf Professional, Vol.2, Edición 3, 2014, pág.554
La corriente de gas ingresa a un separador trifásico a 1000 psig y 100°F, pasa por un deshidratador es enfriada parcialmente por la corriente de residuo de la torre desmetanizadora lo que propicia la condensación de líquidos, los cuales serán retirados en el separador frío, luego, la corriente de tope que sale de este separador pasa a través de un expansor, el cual logra reducir la temperatura y la presión por 25
la transferencia de energía cinética (moviendo el eje del compresor el cual es centrifugo), generando la condensación antes de ingresar a la torre desmetanizadora a 225 psig y -150 °F. La corriente de gas que ingresa a la torre es flasheada y la corriente de residuo de tope de la torre es parcialmente calentada con la corriente de salida de la deshidratadora y luego comprimida a 400 psig (y no hasta 1000 psig como se tuvo en la corriente de alimento porque este no es un proceso isoentálpico y se pierde energía cinética), y el gas gana temperatura, cuando sale de la compresión, parte de la corriente es enfriada por aeroenfriadores y la otra parte es llevada al reboiler (el cual funciona como intercambiador de calor) para que esta corriente se enfrié para que cumpla con las especificaciones de transporte. No podemos dejar pasar por alto la forma que posee la demetanizadora, angosta en su parte inferior y ancha en la superior, esto es debido a que la composición del alimento a la torre (en la parte superior) es C 1 y C2, y la que lleva la parte inferior es C3+ pero, para evitar que salga metano como producto de fondo de la demetanizadora se emplea el reboiler (el mismo que se menciona en el párrafo anterior) ya que se requieren 40 °F para evitar que el metano salga como producto de fondo de la demetanizadora Existen varios procesos patentados de turboexpander entre los cuales tenemos
26
A. PROCESO DE GAS SUBENFRIADO [GSP]
Figura 15. Diagrama del proceso de gas subenfriado Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-5, p.374
B. PROCESO DE RECICLO DEL GAS DE RESIDUO [RRP]
Figura 16. Diagrama del proceso de gas subenfriado Tomado de GPSA. Volumen 12. Edición 12. Fig.16-20. p.16-15 27
C. PROCESO DE RECICLO DE RESIDUO FRÍO [CRR]
Es similar al GSP excepto que se ha añadido un compresor y un condensador al sistema de cabeza para tomar una porción del gas de residuo y proporcionar reflujo adicional para el demetanizador
Figura 17. Diagrama del proceso de gas subenfriado Tomado de GPSA. Volumen 12. Edición 12. Fig.16-22. p.16-16
ABSORCIÓN CON ACEITE POBRE
El método de absorción de la recuperación de NGL es muy similar al uso de la absorción para la deshidratación del gas, siendo el método más antiguo. Este aceite absorbente tiene una "afinidad" para NGL de la misma manera que el glicol tiene afinidad por el agua. Los niveles típicos de recobro de líquidos son C3 ≈ 80% C4 ≈ 90% C5+ ≈ 98%
9
Ken Arnold. Surface Production Operations. Volumen 2. Edición 2. 1999. pág.246
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9
Figura 18. Diagrama simplificado del flujo en una planta de absorción de aceite Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-7. p.376
El aceite pobre ingresa por la parte superior de la torre absorbedora y el gas de alimento por la parte inferior, al interior de la torre tendremos flujo contrario entre el aceite y el gas, logrando una transferencia de masa por el contacto entre los dos fluidos. Normalmente es operado a temperatura ambiente (100°F) y una presión cercana a la presión del gas de venta. Las otras torres, la deetanizadora y la columna de regeneración, son muy parecidas a la torre absorberá ya que poseen la misma configuración mecánica (torre de platos o torre empacada) pero lo que cambian son los fluidos de proceso. La corriente de aceite rico sale por el fondo de la absorbedora e ingresa a un intercambiador de calor el cual suministra una cantidad de energía antes de que la corriente llegue a la torre deetanizadora, la cual tiene la función de retirar el etano del proceso, por lo que en los productos de tope tendremos C2 y por el fondo componentes más pesados los cuales son llevados a la columna de regeneración, allí será calentada para lograr retirar los componentes que ha absorbido el aceite pobre (C 3+) y hacer que salgan por el tope en fase vapor, con ayuda del condensador cambie a fase líquida siendo así el producto de alimento a la despropanizadora pero este proceso final no es plasmado en la Figura 18.
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Además, es importante resaltar que entre más fría se encuentre la torre absorbedora mayor será su rendimiento de absorción. Los fluidos usados para la absorción son queroseno o varsol (C 7+), conocidos como aceite pobre o fluido absorbente , absorben preferentemente los hidrocarburos más
pesados de C3+ del gas natural. El fluido absorbente es usualmente una mezcla de compuestos parafínicos que tienen un peso molecular entre 120 (obliga a que la torre deba estar refrigerada, y se tiene un mayor rendimiento) y 200 lb/lbmol, La tasa de circulación en unidades de volumen es m 3/h. La Figura 19 nos muestra que a mayor peso molecular la eficiencia del proceso del recobro de líquidos va a disminuir pero a menor peso molecular aumenta el recobro y también las pérdidas por vaporización del aceite pobre el cual se va con la corriente de gas procesado (gas de venta) porque es muy liviano.
Figura 19. Comportamiento de la eficiencia del recobro con aceite pobre Tomado de CAMPBELL, J., Technical Assistance Service for the Design, Operation and Maintenance of Gas Plants, 2003, Cap.5
Se sugiere que la selección del peso molecular para el aceite pobre se dé como el más bajo posible pero que esté no genere tantas pérdidas por vaporización. Las 30
plantas de absorción, ya sean ambientales o refrigeradas, están construidas de acero al carbón o acero inoxidable (12% de cromo para gasoductos y en ciudad de 18% de cromo) En la Figura 20 se tiene la entrada de gas que ingresa a un intercambiador de calor que lo enfría, el segundo intercambiador (chiller) se encarga de refrigerarlo para que el gas tenga la temperatura adecuada y se recupere la fracción de líquido, la cual es usada en la torre demetanizadora de aceite rico (ROD, la cual tiene como objetivo ir detrás del C 1 y C2), y remueve el C 1 y C2 con ayuda del calor aplicado en el fondo de la ROD para que fluyan por el tope (combustible), siendo requerida esta operación para dar solución a un problema operacional porque la corriente que llega a la torre destiladora (still) no debe contener C 2, de ocurrir, el C 2 fluirá por el tope de la destiladora, y esta corriente no deberá pasar por el tope porque la composición de dicha corriente es la que alimenta a la despropanizadora, ya que allí el líquido debe estar saturado.
Figura 20. Absorción de aceite pobre refrigerado Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig. 16-13. pág.16-10 Modificado por los autores 31
Figura 21. Nomenclatura de absorción Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig. 19-50. pág.19-31
Xo son las moles de un componente del gas rico absorbido en el aceite pobre, por moles de aceite absorbente. También puede entender como el porcentaje de los componentes que sacó, que se vienen en el aceite Lo es la tasa de circulación del aceite en moles/hora Vn+1 son las moles de gas rico que entra al proceso moles/hora . También se muestra como si saliera de la torre ya que es un balance de masa (molar) Yn+1: Moles de cada componente presente en el gas rico que entra en la torre de absorción, por mol de gas rico Y1: son las moles de cualquier componente presente en el gas pobre que sale de la torre de absorción, por mol de gas rico A continuación se procedemos a dar un ejemplo práctico, tomado de la GPSA 32
Ejemplo 19-7 — El aceite de absorción es usado para recuperar el 75% del propano
de 100 moles de corriente de gas rico. La absorción se da en 6 platos teóricos. ¿Cuál es la tasa de circulación usada si el promedio de la temperatura y presión del absorbedor es 104°F y 1000psig.? La entrada de aceite pobre es asumida como completamente despojado de componentes del gas rico. ¿Cuál es la composición del gas de residuo que deja la absorbedora? Se tiene la siguiente composición Composición
% molar
C1
90.6
C2
4.3
C3
3.2
iC4
0.5
nC4
1.0
C6
0.4
Total
100
La absorción se encuentra a temperatura ambiente. Nos remitimos al Capítulo 25 (GPSA) para determinar la relación de equilibrio para cada componente a 104°F y 1,000psig. A continuación realizaremos un ejemplo de determinación del valor de K con el metano.
33
Figura 22. Relación de equilibrio del Metano Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Pág.25-12 34
Composición
% molar
K
C1
90.6
3.25
Con ayuda de la Figura 23 para n=6 (# platos teóricos) corresponde a una Eficiencia de Absorción (E a) de 0,75 y se determina en la gráfica un factor de Absorción (A) 0,80
Figura 23. Correlación de factor de Absorción y Stripping Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig. 19-51. Pág.19-33
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Con la Figura 24 determinamos la Kavg
Figura 24. Relación de equilibrio del Propano Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Pág.25-14
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Utilizando la Ecuación 19-29 (GPSA)
(con B.C de 100 moles de gas)
= ()+ = 0.8 ∗ 0.37 ∗ 100 = 29.6 /ℎ Esto quiere decir que se requiere 29.9 moles/hora de aceite pobre para retirar el 75% de propano Usando la Ecuación 19-28 (GPSA), la tasa de aceite calculada y los valores K obtenemos Composición
% molar
K
C1
90.6
3.25
C2
4.3
0.9
C3
3.2
0.37
iC4
0.5
0.21
nC4
1.0
0.17
C6
0.4
0.035
Luego, se determina el Factor de absorción (A) para los componentes restantes (metano, etano, isobutano, normal butano y hexano). Por ejemplo, para el metano (con B.C de 100 moles de gas)
Componente Metano
= ()+ 29.6 = 0.091 = 3.25 100
A continuación emplea la Figura 23, pero en esta ocasión ingresamos a la gráfica por el eje x, el cual corresponde al factor de absorción, chocamos con la n=6 y leemos la Eficiencia de Absorción (E a)
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Composición
% molar
K
A
Ea
C1
90.6
3.25
0.091
0.091
C3
3.2
0.37
0.8
0.75
Luego, procedemos a realizar la misma metodología obteniendo la totalidad de las Eficiencias de Absorción las cuales son plasmadas en la siguiente tabla Composición
% molar
K
A
Ea
C1
90.6
3.25
0.091
0.091
C2
4.3
0.9
0.239
0.329
C3
3.2
0.37
0.8
0.75
iC4
0.5
0.21
0.21
1.41
nC4
1.0
0.17
0.17
1.74
C6
0.4
0.035
0.035
8.46
A partir de la Ecuación 19-30 (GPSA) se obtiene las moles en el gas residual (Y 1) para cada componente. Por ejemplo, para el metano:
+ − = 90.6− = 0.091 + − 90.6− 0 = 82.36% Nota: Para este ejemplo,
=> = 0.091
= 0 ya que el aceite pobre se supone completamente
despojado de componentes ricos en gas. Esta suposición no será cierta para todos los casos. Finalmente, obtendremos las moles de cada componente en el aceite rico. Por ejemplo, para el metano:
= + − = 90.6− 82.36 0 = 8.24 38
Desarrollando la metodología anterior obtenemos esta tabla con datos finales Composición
Mol %
K
A
Ea
Y1
I
C1
90.6
3.25
0.091
0.091
82.36
8.24
C2
4.3
0.9
0.329
0.329
2.89
1.41
C3
3.2
0.37
0.80
0.75
0.80
2.40
iC4
0.5
0.21
1.41
0.96
0.02
0.48
nC4
1.0
0.17
1.74
0.985
0.015
0.985
C6
0.4
0.035
8.46
1.0
0.0
0.40
Total
100.0
86.085
13.915
ADSORCIÓN CON LECHO SÓLIDO
El adsorbente puede ser gel de sílice o carbón activado. La alúmina activada no se puede usar en presencia de hidrocarburos pesados. La regeneración se lleva a cabo haciendo pasar gas de reciclo calentado a través del lecho. El hidrocarburo pesado se recupera del gas de regeneración por enfriamiento, condensación y separación. El proceso de adsorción en lecho sólido puede usarse para adsorber hidrocarburos a alta presión. La desventaja son los recipientes de alta presión, que pueden ser costosos.
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Figura 25. Esquema de una planta de adsorción con lecho sólido Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-8. Pág.378
PROCESOS DE REFRIGERACIÓN ALTERNATIVOS PROCESO DE SEPARACIÓN CON MEMBRANA
Figura 26. Esquema del flujo en el proceso de separación con membrana Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of natural Gas Transmission and Processing, 2006, Fig.10-9. Pág.379 40
TECNOLOGÍA TWISTER
Uno de estos procesos es la tecnología Twister, este proceso utiliza una boquilla supersónica en la que se reduce la presión y se forma líquido, produciendo una gran fuerza centrífuga.
Figura 27. Sección transversal de un tubo Twister Tomado de MOKHATAB, S., POE, W., SPEIGHT, J., Handbook of Natural Gas Transmission and Processing: Principles and Practices, Edition 3. Pág.147, 2015.
La corriente supersónica se hace pasar a través de las paletas que giran la corriente. Este movimiento centrífugo obliga al líquido a la pared donde es drenado del aparato. El vapor se expande entonces en una boquilla difusora y recupera el 70 al 80% de la presión inicial. Las pruebas han demostrado que este proceso tiene aproximadamente 90% de eficiencia isoentrópica. Esta tecnología se centra en el control del punto de rocío de hidrocarburos y aplicaciones de deshidratación tanto en tierra como en alta mar.
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Figura 28. Concepto del proceso Twister Tomado de GPSA. Volumen 2. Edición 12. 2004. Fig.16-17. Pág.16-6
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CONCLUSIONES
Los procesos de refrigeración como Joule Thompson, Turbo Expander y Refrigeración Mecánica llegan a ser mucho más eficientes cuando se aplica refrigeración antes de la aplicación de cualquier método de recobro antes mencionados. El método de refrigeración para recobro de líquidos más eficiente y con mayores porcentajes de recuperación es el proceso Turbo Expander ya que puede recuperar más del 60% de Etano (Metano en menor proporción), 90% de Propano y 100% de Butano (C4+). Con refrigeración mecánica no se recupera Etano y su baja eficiencia se debe a la poca capacidad que tiene para la disminución de temperatura del sistema con lo cual se dificulta la recuperación eficiente de líquidos del gas natural.
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