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UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO MAESTRÍA EN INGENIERÍA MECÁNICA

SELECCIÓN DE PROCESOS DE ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL VENEZOLANO, CASO YUCAL PLACER

Trabajo Especial de Grado presentado a la Universidad Simón Bolívar por LUIS GERARDO RESPLANDOR NORIEGA como requisito parcial para optar al grado de Magíster en Ingeniería Mecánica Con la asesoría del prof. Freddy Malpica Ing. Gustavo Daumen

Septiembre de 2006

i

ii

DEDICATORIA NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

i Como un escudo la fe, la verdad mi cinturón, mi lámpara la oración, para apacentar la sed y si pecando yo este y me ofreces el perdón NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

ii Para cubrir mi cabeza mi casco, es tu salvación garantía de tu perdón para cumplir tú promesa. mi coraza es tu grandeza y aún sintiendo dolor NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

iii

María, será mi espada tú justicia, mi calzado con tu evangelio a mi lado mi artillería esta armada. Y si en mi carne atravesada Tú eliminas el dolor, NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

iv

En tu espíritu robusto, mi alma encuentra su abrigo sin duda estoy convencido que te encuentro si te busco; me proveíste lo justo y para cumplir mi misión NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

Gracias señor por inspirar estas décimas, también te amo.

iii

AGRADECIMIENTOS •

DIOS: PADRE TODO PODEROSO, SU SANTO ESPÍRITU Y SU SAGRADO HIJO.

•

MARÍA SANTA MADRE, GUIA E INSPIRACIÓN ESPIRITUAL.

•

ZURINA, DENIS G., RONNY, NEYLA, AISKEL, GERARDO, GEOMAR Y SOFIA.

•

RAFAELA, EDWIN, JOTHSIMAR, RABIH, GUSTAVO H. Y SUS HERMANAS.

•

JAIMAR, LORENZO, GUSTAVO D., FREDDY M. Y FRANK K.

•

LOS GUACHAROS SIEMPRE AMIGOS.

•

THAIS,

HERMOSA

MUJER

QUE

INVADIÓ

MIS

SENTIMIENTOS

Y

DESEMPOLVO LO MEJOR DE MI CARIÑO. •

PERSONAL Y COMPAÑEROS DEL LABORATORIO DE CONVERSIÓN Y ENERGÍA MECÁNICA DE LA USB.

•

SILVIA POR SU COLABORACIÓN PERMANENTE

•

COMPAÑEROS DE YPERGAS, S.A.

iv

RESUMEN La metodología desarrollada a continuación aporta criterios de referencia para la ingeniería conceptual o básica, asociada a la selección de procesos para el endulzamiento del gas natural venezolano; considerando su composición, condiciones de operación (presión y temperatura), volúmenes de gas procesado y las especificaciones del gas tratado. Para tal fin se propone el uso de un mapa que permite hacer una preselección de los procesos de endulzamiento mas adecuados para una composición y flujo volumétrico del gas de entrada y condiciones especificas del gas tratado (norma COVENIN 3568-2:200: 8.5% molar CO2, 12ppm molar H2S y 7lb H2O/MMPCN gas). La construcción del mapa de preselección de procesos de endulzamiento, se llevo a cabo con base en simulaciones realizadas con el software PRO II 7.0 (para procesos de absorción física y química) y el desarrollo por el autor de un modelo analítico que considera la ecuación de ley de Fick para evaluar la tecnología de membranas (fenómenos de transferencia de masa por difusión); en donde el usuario podrá obtener alternativas de endulzamiento que garantizan un contenido de H2S ajustado a la norma COVENIN y un %CO2 en el gas tratado =6%molar sustentado en la data de proceso suministrada. En caso de existir más de un proceso de endulzamiento para un mismo %molar de CO2 y flujo de gas alimentado, la metodología permite realizar un análisis económico; que permita definir el proceso de endulzamiento de mayor conveniencia. El propósito es orientar al diseñador en la escogencia de opciones tecnológicas que garanticen la producción de gas natural dentro de los estándares de calidad que rigen el mercado. La metodología propuesta se ilustra mediante un caso de estudio aplicado a las mezclas de gases provenientes del Campo Yucal Placer. Palabras clave: Endulzamiento, Permeación, Mapa, Absorción, Modelo analítico.

v

ÍNDICE GENERAL Pag. APROBACIÓN DEL JURADO

i

DEDICATORIA

ii

AGRADECIMIENTOS

iii iv

RESUMEN ÍNDICE GENERAL ÍNDICE DE TABLAS ÍNDICE DE FIGURAS

v ix x

INTRODUCCIÓN

1

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

3

OBJETIVOS DEL ESTUDIO

5

CAPÍTULO CAPÍTULO 1 -I

7

MARCO TEÓRICO

1.1 EL GAS NATURAL

7

1.2 PROCESO DE “ENDULZAMIENTO” DEL GAS NATURAL

7

1.2.1

Absorción química

8

1.2.2

Absorción Física

9

1.2.3

Absorción Físico-Química

11

1.2.3.1 Proceso Sulfinol

1.2.4

Adsorción Física

12 13

vi

1.2.5

Fraccionamiento Criogénico

15

1.2.6

Permeación a través de Membranas

16

1.2.7

Conversión directa a Sulfuros

20

1.3 SIMULACIÓN

REQUERIDA

PARA

DETERMINAR

EL

FUNCIONAMIENTO DE LOS PROCESOS DE ENDULZAMIENTO 1.3.1 Software Pro II 7.0

21 22

1.4 DESARROLLO DE LAS SIMULACIONES

23

1.4.1 Construcción del diagrama de flujo

24

1.4.2 Condiciones de base para las Simulaciones

27

1.5 DESARROLLO DEL MODELO ANALÍTICO PARA LA PREDICCIÓN DEL COMPORTAMIENTO DE LA TECNOLOGÍA DE MEMBRANAS 1.5.1 Condiciones de base para la simulación del comportamiento de la tecnología de membranas CAPÍTULO CAPÍTULO 2 -II

33 36

RESULTADOS Y DISCUSIONES

2.1 RESULTADOS

36

2.1.1 Simulaciones de los Procesos de Absorción

36

2.1.2 Simulaciones con el modelo analítico desarrollado para la predicción del comportamiento de la tecnología de membranas 2.1.3 Soluciones híbridas

41

2.3 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS OBTENIDOS DE LAS SIMULACIONES PARA

37 38

2.2 CONSTRUCCION DEL MAPA TÉCNICO

2.4 METODOLOGÍA

29

SELECCIONAR

TECNOLOGÍAS

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL VENEZOLANO 2.4.1 Referencias económicas de los Procesos de endulzamiento

DE

44

48 49

vii

2.4.2 Programación de la metodología en una hoja de cálculo interactiva 2.5 EL CASO DE ESTUDIO

52 52

2.5.1 Génesis

53

2.5.2 Localización e historia de las instalaciones

53

2.5.3 Esquema de Producción Temprana (EPS)

54

2.5.4 Descripción de las instalaciones de EPS

55

2.5.4.1 Macolla S1

55

2.5.4.2 Macolla N1

55

2.5.4.3 Conexión NPA

55

2.6 APLICACIÓN DE LA METODOLOGÍA DE SELECCIÓN DE TECNOLOGÍAS AL CASO DE ESTUDIO, CAMPO YUCAL PLACER

55

2.6.1 Unidad de Endulzamiento

57

2.6.2 Esquema de operación “Corte Profundo”

61

2.6.3 Condición actual de operación

62

2.7 ANÁLISIS GENERAL DE LA EVALUACIÓN DE LA UNIDAD DE ENDULZAMIENTO DE MEMBRANAS INSTALADA EN EL CAMPO

65

YUCAL PLACER 2.7.1 Variables del Sistema

67

2.7.2 Funcionamiento General del Sistema

74

2.8 COLOFON CAPÍTULO 3 -III CAPÍTULO

84 CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES

88

3.1 Conclusiones Generales

88

3.2 Conclusiones Particulares: Caso De Estudio, Campo Yucal Placer

89

3.3 Recomendaciones

90

viii

REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS

91

APÉNDICES

94

ix

ÍNDICE DE TABLAS Pag. 2.1 Resultados de Simulación (Absorción), 135MMPCND Alimentados

36

2.2 Resultados de Simulación (Absorción), 300MMPCND Alimentados

37

2.3 Resultados de Simulación (Membranas), 135MMPCND Alimentados

38

2.4 Resultados de Simulación (Membranas), 300MMPCND Alimentados

38

2.5 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 135MMPCND de gas Alimentado 2.6 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 300MMPCND de gas Alimentado

40

40

2.7. Predomino de las soluciones de DEA como proceso individual

45

2.8. Zonas de competencias técnicas entre soluciones DEA y membranas

45

2.9. Zona de aplicación de las soluciones híbridas

46

2.10 Referencias Económicas para los procesos de endulzamiento

50

2.11 Distribución de los pozos de las macoyas operadas por YPergas

67

2.12. Puntos de roció del agua en el gas endulzado por las membranas durante una parada programada 2.13. Declinación anual de la capacidad de separación de las membranas según GRACE

71

72

2.14. Evolución de los parámetros de procesos

72

2.15. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas

78

2.16. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas globales

78

2.17. Concentraciones de CO2 y H2S en las corrientes de gas monitoreadas

81

2.18. Arrastre de agua líquida a 89barg

82

2.19. Arrastre de agua líquida a 87barg

82

x

ÍNDICE DE FIGURAS Pag. 1.1 Diagrama general del proceso de aminas

9

1.2 Esquema general del proceso de absorción física

11

1.3. Diagrama del proceso SULFINOL-M

12

1.4 Elementos de adsorción empleados en tamices moleculares

14

1.5 Diagrama general del proceso de Adsorción Física

14

1.6 Esquema del Proceso RYAN/HOLMES

16

1.7 Estructura compuesta de una membrana asimétrica

19

1.8 Elemento de Membrana tipo Láminas en Espiral

20

1.9 Esquema de Flujo de una Etapa de Endulzamiento

20

1.10 Esquema de un proceso de conversión directa a sulfuro

21

1.11 Secuencia de cálculos en PRO II

22

1.12 Modelo de cálculo

22

1.13 Siete (7) pasos para ejecutar la simulación en PRO II

23

1.14 Diagrama de flujo general para procesos de absorción

24

1.15 Algoritmo de simulaciones con PRO II

26

1.16 Subrutina para paquetes de Absorción ¨AMSIM¨

27

1.17 Referencias de Permeabilidad y capacidad de separación

34

2.1 Diagrama de Flujo para los procesos Híbridos

39

2.2 Mapa Técnico para seleccionar tecnologías de endulzamiento en el rango de las

43

Hipótesis consideradas 2.3 Equipos con consumo de energía eléctrica en procesos de absorción

51

2.4 Localización del campo Yucal Placer

53

xi

2.5 Alcance de la fase de producción temprana (EPS)

54

2.6. Diagrama inicial de proceso de la unidad de Membranas

57

2.7 Unidad de “endulzamiento” por Membranas actualmente en operación

58

2.8 Membrana contaminada por el arrastre de líquidos

60

2.9 Láminas internas de membranas deformadas

61

2.10 Esquema de la planta con el Corte Profundo

62

2.11 Esquema de la planta de YPERGAS con el ¨Membrane Feed Scrubber¨

64

2.12. Perfil de despresurización de los trenes de membranas

66

2.13. Contenido de BTEX en el gas alimentado a las membranas

68

2.14. Contenido C6+ en el gas alimentado a las membranas

69

2.15. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Abril 2005

69

2.16. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas Julio 2005

70

2.17. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Octubre 2005

70

2.18. Separación de CO2 por los trenes de membranas

75

2.19. Volúmenes de control estudiados para determinar pérdidas de gas e 77 hidrocarburos 2.20. Pérdidas de gas e hidrocarburos por los trenes de membranas

79

2.21. %CO2 en los puntos críticos del proceso

79

2.22. Contenido de H2S (ppm) en los puntos críticos del proceso

80

2.23. Flujos de gas en los puntos críticos del proceso

81

1

INTRODUCCIÓN

Las corrientes de gas natural producidas desde los yacimientos de hidrocarburos, poseen impurezas o contaminantes (N2, CO2, H2S y agua) que deben ser removidos antes de su comercialización. En el caso del nitrógeno (N2) los argumentos son económicos, ya que se trata de un gas inerte que afecta el poder calorífico del gas natural e incrementa el costo de transporte. Por su parte, la presencia de CO2 y el H2S en las mezclas de gas natural, obligan a su remoción por causas que se agrupan en los siguientes renglones: • Por razones de seguridad ya que los mismos afectan a los seres vivos y al medio ambiente en general • Para satisfacer las especificaciones de venta e incrementar el poder calorífico • Permitir un procesamiento “aguas abajo” apropiado. Este es el caso del proceso criogénico (el CO2 puede congelarse a temperaturas cercanas a los -70° C) • Para mejorar la recuperación de crudo (EOR) por inyección del CO2, el cual es removido del gas natural y reinyectado en el yacimiento • Por ser operacionalmente mas problemáticos, ya que forman ácidos o soluciones ácidas en presencia del agua contenida en el gas, lo que produce corrosión en las líneas de transporte y distribución. En general, las acciones implementadas para eliminar los componentes no hidrocarburos de las mezclas de gas natural se realizan utilizando por ejemplo, algún proceso de absorción de dichas sustancias, como por ejemplo las soluciones de aminas (primarias, secundarias o terciarias) o los procesos SELEXOL (en base a Dimetil Eter de Glicol Polietileno desarrollado por NORTON) y RECTISOL (solución de Metanol desarrollada por LURGI). Estos procesos deben lograr que las corrientes de gases tratadas cumplan con las normas

2

comerciales del gas natural en cuanto al contenido de CO2 y H2S, y ser económicamente viables en su implementación y operación; es decir, que la sustancia absorbente utilizada pueda ser recuperada y reciclada en el proceso. Asimismo, existen otras opciones de endulzamiento menos convencionales como es el caso de membranas, que emplean polímeros afines a los gases ácidos (CO2 y H2S), y que inducen la permeación de dichos gases a través de su superficie hasta un punto de remoción en el sistema (suministradas principalmente por CYNARA, KVAERNER, UOP SEPAREX y MEDAL). Ante este abanico de alternativas de endulzamiento, y en función de las características particulares del gas y las condiciones del proceso establecidas, el ingeniero deberá escoger una opción que reúna las mejoras técnicas, garantizando que el proceso sea sostenible en el tiempo y que se obtengan las condiciones para la venta del gas natural. Como aporte en este tema se realizaron estudios que ofrecen una revisión de los procesos de endulzamiento que permiten identificar su aplicabilidad, considerando las variables involucradas en cada alternativa. En particular se revisaron los siguientes proceso: “Gas Sweetening Processes” (TOTAL), “Sour Gas Processing for Gas Sales and LNG Production” (ARCO Exploración & Producción), y “Use of Uncertainty Techniques to Determinate Imput Parameters for a Gas Sweetening Plant” (Instituto Americano de Minas, Metalurgia e Ingeniería de Petróleo Inc.). Asimismo, y en pro de facilitar la ingeniería conceptual de los proyectos de endulzamiento, asociada a la necesidad particular de seleccionar procesos adecuados para endulzar el gas natural venezolano, el presente trabajo de grado genera una metodología basada en la simulación y el análisis de las tecnologías de aplicación industrial que puedan adaptarse a las mezclas de gases producidos en el país. El usuario de la metodología podrá preseleccionar alternativas de endulzamiento que garantizan un contenido de H2S ajustado a la norma COVENIN y un %CO2 en el gas tratado mas bajo que la norma mencionada =6%molar, mediante el uso de un mapa construido con base en simulaciones realizadas con el software PRO II 7.0 (para procesos de absorción física y química) y el desarrollo por el autor de un modelo analítico que considera la ecuación de ley de Fick para evaluar la tecnología de membranas (fenómenos de transferencia de masa por difusión) sustentado en data de proceso real. Adicionalmente, y en caso de existir dos o mas opciones tecnológicas

3

en la preselección para un mismo %molar de CO2 y flujo de gas alimentado, se pueden considerar las referencias económicas sugeridas; y en función de las particularidades y la disponibilidad financiera para implementar el proyecto, se puede definir el proceso de endulzamiento de mayor conveniencia. La intención es reducir las incertidumbres técnicas entre las alternativas disponibles, sin desfavorecer la producción de gas natural dentro de los estándares de calidad que rigen el mercado. La metodología propuesta se ilustra mediante un caso de estudio aplicado a las mezclas de gases provenientes del Campo Yucal Placer.

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA La industria del gas natural en Venezuela experimenta un proceso de franco crecimiento con el potencial adquirido al ponerse en producción pozos de gas libre, no asociados a la explotación de petróleo. Actualmente, Venezuela se ubica como el octavo país del mundo con mayores reservas probadas de gas natural (por el orden de 147.5 BPCN que incluye gas asociado y no asociado) y el primero de América Latina, lo que constituye un cuadro fuerte de oferta de este recurso estratégico. El consumo de gas metano en Venezuela presenta diferentes beneficiarios, siendo el principal cliente la industria petrolera, representando un 71% del consumo total. De este volumen un 47% se destina a la recuperación de crudo, un 24% se utiliza en la producción de combustible, quedando un 9% para la transformación de Líquidos del Gas Natural (LGN) y el resto se distribuye en las demás actividades de la industria petrolera que utilizan al gas como insumo. Con respecto al mercado interno (29% del restante total), la distribución del consumo de gas se encuentra concentrada en los sectores eléctrico, siderúrgico, petroquímico y aluminio. Ante la magnitud de los recursos disponibles, la creciente demanda de los beneficiarios actuales y la captación de nuevos sectores nacionales e internacionales con obvios requerimientos de volúmenes de gas con especificaciones que garanticen aprovechar al máximo su poder energético, evitando además los inconvenientes operacionales; se presenta la necesidad de retirar los componentes corrosivos, contaminantes, los que reducen el poder calorífico y los que forman depósitos sólidos a bajas temperaturas, logrando materializar mejoras aguas abajo

4

en la cadena de valor del gas. A pesar de su potencial comercial y energético, el gas natural venezolano presenta características en su composición promedio (78,4% C1, 5,8% C2, 3,1% C3, 0,8% n-C4, 0,7% i-C4, 0,2% n-C5, 0,3% i-C5, 0,4% C6+, 10,0% CO2, 0,2% N2, agua y 20ppm H2S) que obligan a someterlos a procesos de endulzamiento y deshidratación para la reducción de los componentes no hidrocarburos, garantizando mezclas de gas dentro de las especificaciones de venta establecidas según la norma COVENIN 3568-2:200; la cual condiciona las concentraciones a valores menores a un 8,5% molar CO2, 12ppm molar H2S y 7,0lb/MMPCN de agua. Ante esta necesidad se deben considerar las diferentes opciones tecnológicas disponibles para el endulzamiento del gas, que consisten principalmente en la eliminación de dichos compuestos mediante la Absorción Química (proceso de Aminas), Absorción Física (solventes físicos), Absorción Físico-Química (procesos SULFINOL e HIBRISOL), Adsorción Física (Tamices moleculares), Fraccionamiento criogénico (proceso Ryan Holmes), Difusión por gradientes de presiones parciales (Permeación), Conversión directa a sulfuros, Carbones activados para la remoción de H2S y la combinación de las técnicas anteriores en soluciones hibridas. Adicionalmente, algunas de estas tecnologías de endulzamiento brindan cierto grado de deshidratación del gas, permitiendo obtener en un mismo proceso el acondicionamiento total del hidrocarburo; pero en los casos donde esto no es posible, se deben considerar las tecnologías tradicionales de deshidratación como la absorción química (TrietilenGlicol), absorción física (Tamices moleculares, alúmina, sílica gel, etc), para obtener las especificaciones de comercialización del gas con relación a su contenido de vapor de agua. Al considerar las tecnologías de endulzamiento mencionadas, este trabajo propone una metodología que aporta referencias para seleccionar los procesos que mejor se adapten al gas natural venezolano y garanticen las especificaciones de comercialización en correspondencia con las condiciones de operación. La metodología es presentada en la interfaz visual de una hoja de calculo EXCEL, y en correspondencia con la data de entrada suministrada por el usuario, preselecciona en base a criterios técnicos y de ingeniería, las distintas opciones de endulzamiento para las condiciones un proceso dado (presión, temperatura, %molar CO2 y volumen de gas alimentado) acotadas en un rango de

5

aplicación. Una vez ingresados los parámetros solicitados, el usuario podrá obtener las opciones de endulzamiento preseleccionadas (las mismas garantizan un %CO2 en el gas tratado = 6%molar y concentración del H2S por debajo de la norma COVENIN) en función de un mapa técnico desarrollado durante este proyecto. Dicha preselección sirve de base para la ingeniería conceptual o básica asociada a las necesidades de endulzamiento del proyecto. De existir varias soluciones tecnológicas distintas para un mismo %molar de CO2 y de flujo de gas alimentado (más de un proceso técnicamente preseleccionado) el usuario podrá realizar un análisis económico entre los procesos, y en función de las particularidades y la disponibilidad financiera para implementar el proyecto, definirá el proceso de endulzamiento de su conveniencia. El autor ha establecido, que las tecnologías de endulzamiento seleccionadas deben reducir la concentración de CO2 en el gas tratado hasta 6%molar o menos, a partir de la concentración de CO2 del gas alimentado al sistema; considerando la intención manifiesta por parte de los organismos de regulación del estado venezolano, de establecer condiciones mas restrictivas para este parámetro de comercialización. Este requerimiento más riguroso que el impuesto actualmente por la norma COVENIN (8.5%molar) permite además mayor vigencia al trabajo de grado. La metodología se ilustra en un caso de estudio que considera la producción de gas no asociado del campo Yucal Placer (17ppm H2S, 21.5% CO2, 0.06% N2, 78.31% C1, 0.18% C2, 0.001% C3+), desarrollándose una evaluación del comportamiento de la planta de endulzamiento actualmente activa en el referido campo y posibles mejoras a los procesos.

OBJETIVOS DEL ESTUDIO Los objetivos del presente trabajo de grado son:

6

General Generar una Metodología para la Selección de Procesos de Endulzamiento del Gas Natural Venezolano. Caso de Estudio: Yucal Placer. Específicos a)

Estudiar las tecnologías para la remoción de CO2 Y H2S.

b)

Analizar los procesos industriales de endulzamiento de gas natural actualmente disponibles, considerando las variables de proceso involucradas y las características propias de los gases.

c)

Proponer criterios de selección de las tecnologías de endulzamiento para aplicaciones individuales o combinadas.

d)

Realizar simulaciones con el software Pro II 7.0, a modo de obtener datos que permitan seleccionar los procesos de endulzamiento para las características de los gases venezolanos, caso Yucal Placer.

e)

Desarrollar un método analítico complementario al software Pro II 7.0, para la predicción del comportamiento de la tecnología de membranas a partir de un sistema binario (C1-CO2).

f)

Generar un mapa técnico que permita identificar las distintas zonas de operación donde cada tecnología es más adecuada, en función de los requerimientos de entrada y salida del proceso.

g)

Aplicar el mapa anterior al caso de estudio (campo Yucal Placer) para la pre-selección de los procesos de endulzamiento.

h)

Establecer referencias económicas que permitan la selección definitiva de las tecnologías preseleccionadas.

i)

Integrar los objetivos anteriores para generar una metodología de selección procesos para endulzar el gas natural.

j)

Programar la metodología desarrollada y presentarla en la interfaz visual de una hoja de cálculo EXCEL que permite su uso interactivo.

7

CAPÍTULO 1 -

CAPÍTULO I MARCO TEÓRICO

1.1

EL GAS NATURAL

El gas natural (proveniente de un reservorio de gas libre o el asociado a la producción de crudo), está constituido por una mezcla de hidrocarburos saturados de baja densidad, el cual puede contener sulfuro de hidrógeno o ácido sulfhídrico, dióxido de Carbono, mercaptanos y otro tipo de contaminantes. El ácido sulfhídrico (H2S) es un gas altamente tóxico y corrosivo para el acero al carbono en presencia de agua, mientras el anhídrido carbónico (CO2) es también un componente corrosivo y adicionalmente disminuye el poder calorífico del gas (medido en BTU).

1.2

PROCESO DE “ENDULZAMIENTO” DEL GAS NATURAL

El objetivo de los procesos de endulzamiento del gas, consiste en retirar parte o la totalidad de dichas impurezas. Los diversos procesos disponibles dependen del tipo y cantidad de los gases contaminantes a ser removidos: • Cuando el CO2 es la única impureza a ser retirada del gas • Cuando el H2S es la única impureza a ser retirada del gas • Remoción simultánea de CO2 y H2S • Remoción selectiva de H2S con presencia de CO1. Los procesos existentes para tales fines son los siguientes:

8

• Absorción Química • Absorción Física • Absorción Fisicoquímica • Adsorción Física • Fraccionamiento Criogénico • Difusión por gradientes de presiones parciales (Permeación) • Conversión directa a sulfuros. 1.2.1 Absorción química Casi todos los solventes químicos utilizados en procesos de endulzamiento del gas natural, son a base de alcanolaminas[1]; que en su totalidad son empleadas en forma de soluciones acuosas, siendo las principales: • Monoetanolaminas o MEA • Diglicolamina o DGA • Dietanolamina o DEA • Diisopropanolamina o DIPA • Metildietanolamina o MDEA. Adicionalmente, como alternativa a los productos de las alcanolaminas, en algunos casos se ha utilizado sales alcalinas como el carbonato de potasio caliente (HPC o Hot Pot). En general, el proceso de absorción química se basa en el contacto entre el gas a ser tratado (gas de alimentación) y una solución acuosa que contiene alguno de los solventes mencionados anteriormente. El H2S y el CO2 presentes en el gas de

alimentación

reaccionan con las alcanolaminas (producto alcalino) o la sal alcalina (en el caso del carbonato de potasio), generando bisulfuros y bicarbonatos respectivamente [2,3,4,5]. La reacción química ocurre en la columna de fraccionamiento del absorbedor, el cual esta

9

provisto de platos o empaques. El gas de alimentación entra por el fondo de la columna, mientras la solución acuosa lo hace por el tope. Al momento de la absorción se genera una transferencia de calor entre los gases contaminantes y el solvente (la reacción es exotérmica) lo que ocasiona que el gas tratado salga de la unidad de proceso a una temperatura superior en comparación a la del gas de alimentación. Esto implica, adicionalmente que el contenido de agua del gas tratado será más alto que el contenido en agua del gas de alimentación [6,7,8,9,10]. Por consiguiente es necesario deshidratar el gas en otra unidad instalada aguas abajo del proceso endulzamiento. Finalmente en una sección de regeneración, las sales de alcanolaminas son retransformadas en una solución alcalina y el ciclo de absorción se repite. Condensador de Gas Ácido

Gas Ácido

Gas Tratado

Absorbedor de Aminas

Agua

Regeneración de Aminas

Enfriador de la solución Pobre

Bomba de la solución Pobre

Intercambiador solución Rica/ Pobre Gas de Alimentación calentador de aminas

Figura N° 1.1 Diagrama general del proceso de aminas 1.2.2 Absorción Física El proceso se basa en el contacto entre el gas a ser tratado y un solvente que absorbe los gases contaminantes debido a un proceso de difusión, gobernado por la diferencia de presiones parciales entre el gas y el solvente; para cada uno de los gases a ser removidos (el solvente normalmente se utiliza como un producto puro). Al contrario de los procesos de aminas y carbonato de potasio basados en reacciones químicas para la remoción de gases contaminantes, la absorción física es altamente dependiente de la presión parcial de los gases no hidrocarburos [17,18]. Las características deseables en un solvente para la absorción

10

física son las siguientes: • Baja temperatura de operación para reducir al mínimo las pérdidas de solventes • Baja solubilidad en el solvente de los componentes hidrocarburos del gas • En condiciones normales operacionales no debe existir degradación del solvente • No debe generarse ninguna reacción química entre el solvente y cualquier componente del gas de alimentación • Ninguna corrosión con los metales comunes. Los solventes utilizados para la remoción de gases contaminantes del gas natural, tienen una fuerte afinidad con el agua, por tanto el solvente remueve el H2S, CO2 y deshidrata el gas simultáneamente. La eficiencia de absorción física aumenta cuando la presión de operación se incrementa y/o la temperatura de operación decrece, de esta forma el proceso se lleva a cabo generalmente a bajas temperaturas, por lo que algunas veces, es necesario un mecanismo externo de refrigeración (por ejemplo un ciclo de propano). La regeneración del solvente es usualmente acompañada por un separador flash a una presión mas baja que en el proceso de absorción con una entrada moderada de calor. Los bajos requerimientos de calor en la etapa de regeneración del solvente se deben al poco calor de absorción; como resultado, los solventes físicos resultan más competitivos que los solventes químicos, sin embargo la inclusión de un ciclo externo de refrigeración y su requerimiento energético puede cancelar esta ventaja. Adicionalmente, el fenómeno físico de absorción induce a la remoción de hidrocarburos por el solvente (principalmente C3+); esto es una desventaja significativa puesto que conjuntamente con los gases contaminantes retirados del sistema durante la regeneración del solvente, asimismo existirá perdida de hidrocarburos. Todos los procesos de absorción física están patentados, excepto el que utiliza agua como solvente químico para la íntegra remoción tanto de H2S como del CO2, pero con efectos considerables de corrosión en las instalaciones asociadas. Los procesos patentados de mayor importancia son: • FLUOR SOLVENT (Carbonato de Polipropileno) de FLUOR

11

• SELEXOL (Dimetil-Eter de Polietileno Glicol) de UOP • PURISOL (N-Metil-Pirrolidona) de LURGI • RECTISOL (Metanol) de LURGI. El diagrama de flujo y los equipos requeridos para este proceso puede variar de acuerdo al nivel de recuperación de gases contaminantes que se necesite y a las condiciones de operación. La Figura N°1.2 presenta un esquema general del proceso de absorción física. Compresión Gas Ácido Gas Tratado

AP Flash

Gas Ácido

Despojador

MP Flash

Calentador

Enfriador

Absorbedor

Combustible

BP Flash

Gas de Alimentación Aire o gas inerte

Figura N° 1.2 Esquema general del proceso de absorción física

1.2.3 Absorción Físico-Química Este proceso combina los beneficios de absorción de las alcanolaminas (absorción química) y la capacidad de endulzamiento de los solventes utilizados para la absorción física. El proceso emplea una solución acuosa de aminas y un solvente físico, que al fluir a contracorriente con el gas a ser endulzado en una torre de absorción, permite la reacción del solvente químico con el H2S y CO2 y al mismo tiempo se hace presente el proceso de difusión por la diferencia de presiones parciales entre el gas y el solvente físico; para cada uno de los gases a ser removidos. En general, el proceso de absorción físico-química permite la remoción simultánea de H2S y CO1. A continuación se describirán las características del proceso en base a referencias industriales del proceso Sulfinol.

12 1.2.3.1 Proceso Sulfinol

El proceso SULFINOL es el único con múltiples referencias industriales. SHELL es la compañía dueña de la licencia de este proceso, el cual se basa en el uso de una mezcla acuosa de Alcanolaminas como solvente químico (DIPA, MDEA o Dióxido de Tetrahidrotiofeno) y un solvente físico patentado para el proceso llamado Sulfolane. El proceso se denomina SULFINOL-D cuando se usa DIPA, y SULFINOL-M cuando se utiliza MDEA; y en ambos se combina el efecto de la absorción química de las aminas y la absorción física de solvente Sulfolane. Como en los procesos con aminas, el gas de alimentación entra por el fondo del absorbedor y entra en contacto (contracorriente) con el solvente que desciende desde el tope de la columna. El gas tratado sale por el tope del absorbedor, mientras que el solvente rico en componentes no hidrocarburos sale por el fondo y es enviado a un separador tipo ¨flash¨ (la presión dentro del recipiente cae súbitamente). La solución rica que abandona el separador “flash” es precalentada en un intercambiador a la presión del ciclo de regeneración. El producto que sale por el tope de la regeneradora (gases no hidrocarburos y vapor de agua) es condensado (mediante enfriamiento por agua o aire) y recolectado en el recipiente de reflujo. El producto que sale por el tope del recipiente de reflujo son gases no hidrocarburos húmedos, los cuales son enviados a un mechurrio o una unidad de recuperación de Azufre. El agua condensada del recipiente de reflujo es bombeada de regreso al tope de la columna para servir como reciclo. Gas Ácido

Absorbedor de Sulfinol

Regeneradora de Sulfinol

Gas de alimentación

Figura N° 1.3. Diagrama del proceso SULFINOL-M

13

1.2.4 Adsorción Física El proceso de adsorción se basa en la interacción del gas natural con un sólido adsorbente. Al pasar el gas por el adsorbente, queda atrapado el compuesto afín al sólido mediante débiles fuerzas superficiales. La capacidad y cinética de adsorción dependen de la presión y temperatura de operación, además de otros factores tales como el tamaño del poro del adsorbente, volumen del poro, área, y afinidad del gas por el adsorbente. Coincidiendo mejores funcionamientos a presiones parciales elevadas y bajas temperaturas, obligando ello a comprimir y enfriar el gas antes de su contacto con el adsorbente. Los adsorbentes utilizados son lechos de alúmina, zeolitas y fundamentalmente carbón activado, adsorbente físico, que además, se regenera fácilmente. También se pueden utilizar los adsorbentes híbridos (alúmina gel y silica gel) cuyo comportamiento es una mezcla entre absorción y adsorción. Un inconveniente de la adsorción es la selectividad del proceso, ya que presencia de otros compuestos del gas (vapor de agua), pueden conseguir sitio en una zona activa del adsorbente, restando capacidad de adsorción del CO1. Otro inconveniente muy importante, es la gran superficie necesaria por unidad de masa o volumen de gas adsorbido. Existen dos métodos comerciales, PSA (Pressure swing adsorption) y TSA (Temperature swing adsorption), utilizados principalmente para la producción de hidrógeno y para la separación de CO2 del gas natural antes de ser comercializado, no siendo atractivos para la separación del CO2 a gran escala. En resumen, la adsorción física esta relacionada al uso de tamices moleculares para la remoción de gases contaminantes, pero en pequeñas cantidades o trazas en términos de ppm. También puede ser utilizado aguas abajo del endulzamiento como tratamiento depurador, a fin de remover los compuestos de azufre (mercaptanos) presentes en el gas. El proceso es idéntico al usado para el secado del gas, solo que los tamices moleculares utilizados son diferentes [19].

14

Figura N° 1.4 Elementos de adsorción empleados en tamices moleculares

Tamices Moleculares

Gas regenerado

Calentador del gas regenerado

Producto

Filtro

Figura N° 1.5 Diagrama general del proceso de Adsorción Física La Figura N° 1.5 muestra un proceso de adsorción física para remover el CO2 de una corriente de gas natural, a través de 2 recipientes con tamices moleculares (uno para la adsorción y el otro para la regeneración de los tamices, generalmente 8 a 12 horas para ambas secuencias). Cuando el H2S, CO2 y el vapor de agua están presentes en el gas alimentado a los tamices moleculares, el agua puede promover la formación de COS con la inter reacción entre el CO2 y el H2S. El COS puede contaminar el gas tratado, pero su formación puede minimizarse al operar a altas presiones y velocidades de flujo y bajas temperaturas. Otro problema se relaciona con la disposición del gas regenerado,

15

principalmente si está utilizado como gas de combustible. La naturaleza cíclica de una operación de adsorción podría dar lugar a descargas máximas de CO2 y/o del H2S en el gas de regeneración que produciría la concentración de estos componentes en 30 a 40 veces mayor que la concentración ácida inicial del gas 1.2.5 Fraccionamiento Criogénico El fraccionamiento criogénico es un proceso exclusivo para la remoción de CO2 del gas natural, de este modo, si el H2S esta presente en la mezcla y requiere ser removido, deberá incluirse un proceso exclusivo para tal fin, aguas abajo del fraccionamiento criogénico. El proceso originalmente desarrollado por KOCH Process Systems Inc. fue llamado “RYAN/HOLMES Process" y usa gas natural licuado (GNL) el cual es obtenido de la misma corriente de alimentación [20,21,22,23]. Las dos principales aplicaciones relacionadas con este proceso consideran: • Separación de CO2 del metano que ocurre en la desmetanizadora empleando una corriente de GNL para evitar la congelación del CO2 • Separación de CO2 de los componentes que incluyen al etano y mas pesados (C2+); empleando una corriente de GNL para romper el azeotropo CO2/etano.

Puesto que este fraccionamiento requiere bajas temperaturas, su mejor uso es para obtener GNL; sin embargo, ninguno de los trenes existentes de GNL hasta la fecha utiliza este proceso, cuyo desarrollo por KOCH (poco extenso) es del dominio público. Los procesos criogénicos operan a temperaturas cercanas al punto de solidificación del CO2 y han sido implementados para su remoción masiva del gas natural.

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Gas de Alimentación Compresión

C1 para Venta o Gas Combustible

CO2 para Inyección

Deshidratación

LGN C2 y C3

Proceso Claus

Compresión

Enfriamiento

Recuperador de Aditivo

450-300Lpc

Recuperador de Etano

Desmetanizador

Sulfuros 450-650Lpc

LGN +

Figura N° 1.6 Esquema del Proceso RYAN/HOLMES 1.2.6 Permeación a través de Membranas Los sistemas de membranas son aplicados para remover el CO2 y trazas de H2S, así como vapor de agua presente en el gas de alimentación. Si la concentración de H2S es considerable (en términos de % molar) esta tecnología no es recomendada debido al efecto perjudicial de este compuesto sobre las membranas[24,25,26,27,28,29,30,31,32]. Las membranas funcionan sobre el principio de solución-difusión a través de una membrana no porosa, es decir, las membranas utilizadas para el endulzamiento de gas natural no operan como filtros, donde las moléculas pequeñas son separadas de las más grandes a través de un medio poroso. Los gases contaminantes primero se disuelve dentro de la membrana y luego se difunde a través de ésta. El proceso de separación no se basa en el tamaño molecular; en lugar de esto cobra importancia la efectividad con la que un componente en particular se disuelve dentro de la membrana y se difunden a través de la misma, con mayor facilidad a la mostrada por el resto de los diferentes componentes co-existentes en la mezcla de gas, debido a la diferencia de presiones parciales. El dióxido de carbono, hidrógeno, helio, sulfuro de hidrógeno y el vapor de agua, permean con importante rapidez es por ello que se consideran “gases rápidos”. El monóxido de carbono, nitrógeno, metano, etano y otros hidrocarburos permean con menor velocidad y son llamados “gases lentos”. Por ejemplo el CO2 pasa a través de una membrana polimérica entre 15 a 40 veces más rápido que el Metano (CH4). En general, en las membranas predomina la selectividad de remoción de gases rápidos con

17

respecto a los gases lentos. Por ejemplo, cuando el CO2 es removido de una corriente de gas natural, el vapor de agua y el H2S son removidos al mismo tiempo, pero el metano, etano y los hidrocarburos pesados son removidos a una velocidad considerablemente menor. Durante el proceso, el gas tratado por la membrana se encuentra a una presión cercana a la presión del gas de alimentación de las mismas, mientras que el permeado tiene una presión menor (entre 1 y 4 atmósferas absolutas). Para aproximar los procesos de solución-difusión es considerada la ecuación de ley de Fick, descrita a continuación: J=

s * D * ∆p l

Ecuación N° 1.1 Ley de Fick Donde: • J es el flujo molar de CO2 a través de la membrana por unidad de área de membrana • s es la solubilidad del CO2 en la membrana • D es el coeficiente de difusión del CO2 a través de la membrana • ? p es el diferencial de presiones parciales entre el lado de alimentación de la membrana (alta presión) y el lado del gas permeado (baja presión) • l es el espesor de la membrana. A modo de simplificar la notación, la solubilidad y el coeficiente de difusión se combinan usualmente dentro de una variable conocida como permeabilidad (k). La ecuación de la ley de Fick puede separarse en dos partes: la primera dependiente de la membrana (k/l) y la otra de las condiciones de proceso (? p). Si se desean entonces altos niveles de flujo, deberán emplearse los materiales correctos para fabricar las membranas adecuadas a las condiciones de procesos a las cuales se someterán. Es importante señalar que k/l no es una constante, y la misma es sensible a variaciones en las condiciones de operación como temperatura y presión. La ecuación de la ley de Fick del mismo modo puede escribirse para metano o cualquier

18

otro componente que conforme la mezcla de gas. Este conjunto de ecuaciones conducen a definir una segunda variable de importancia denominada selectividad (a). La selectividad es la relación de la permeabilidad del CO2 con respecto a otro componente presente en la mezcla de gas, y se define como la facilidad con que la membrana permea el CO2 comparado con otro componente (metano generalmente). Por ejemplo la mayoría de las membranas proporcionan una selectividad CO2 al metano entre 5 a 30, lo que significa que el CO2 permeará en la membrana 5 a 30 veces más rápido que el metano. Tanto la permeabilidad como la selectividad son parámetros de importancia al momento de seleccionar una membrana. Una mayor permeabilidad reducirá los requerimientos de área de membrana para unas condiciones de separación dadas y por ende disminuyen los costos del sistema. Altas selectividades disminuyen las pérdidas de hidrocarburos al momento de remover

el

CO2

incrementando

el

volumen

de

gas

en

especificaciones.

Desafortunadamente, valores considerables de permeabilidad del CO2 no corresponde con selectividades elevadas, es por ello que alcanzar esta combinación es una las metas de los investigadores en al área. De este modo se deben seleccionar condiciones de operación de alta selectividad en las membranas o alta permeabilidad, y en el mejor de los casos definir un equilibrio entre estos parámetros. La escogencia habitual favorece a materiales altamente selectivos, los cuales se fabrican lo más delgados posibles para incrementar la permeabilidad. Sin embargo, la reducción de espesor convierte a las membranas en extremadamente frágiles e inutilizables. Esta es la razón por la que en años anteriores los sistemas de membranas no constituyeron procesos viables, debido a que sus espesores ofrecían la necesaria resistencia mecánica pero las permeabilidades eran mínimas. Los avances tecnológicos actuales han permitido sobreponerse a las limitaciones de obtener espesores adecuados para los elementos de membranas y que los mismos simultáneamente presentaran buena permeabilidad para la remoción de gases no hidrocarburos. La solución se basó en producir una membrana que consistía en una capa no porosa extremadamente fina, sobrepuesta en otra capa mucho más gruesa y altamente porosa del mismo material. La estructura de estas membranas se considera asimétrica, en comparación con una

19

estructura homogénea, donde la porosidad de la membrana es más o menos uniforme en todas partes. La capa no porosa resuelve los requerimientos de la membrana ideal, es decir, es altamente selectiva y también delgada. La capa porosa proporciona la ayuda mecánica y permite el flujo libre de los compuestos que permean a través de la capa no porosa. Aunque las membranas asimétricas son una mejora considerable de las membranas homogéneas, las mismas presentan una desventaja. Al componerse de un solo material, son costosas y el hecho de requerir modificaciones especiales para condiciones particulares obliga a ser producidas en pequeñas cantidades. Esta dificultad se puede superar, produciendo una membrana compuesta, que consiste en una delgada capa selectiva hecha de un polímero que se coloca encima de una membrana asimétrica, que se compone de otro polímero. Esta estructura compuesta permite que los fabricantes de membranas utilicen materiales fácilmente disponibles para la porción asimétrica de la membrana y de polímeros especialmente mejorados para optimizar la separación requerida en la capa selectiva. Este tipo de estructuras compuestas se están utilizando en la mayoría de las nuevas membranas diseñadas para la remoción de CO2, debido a que las características de la capa selectiva deseada se pueden ajustar fácilmente sin incurrir en incremento de costos significantes.

Capa Selectiva

Membrana asimétrica

Figura N° 1.7 Estructura compuesta de una membrana asimétrica

20

Feed: Alimentación Permeate: Gas Permeado Feed spacer: Espaciador del gas de alimentación Membrana: Membrana Permeate spacer: Espaciador del gas permeado CO2 Rich gas: Gas rico en CO2 High CO2 NG: Gas Natural rico en CO2

Figura N° 1.8 Elemento de Membrana tipo Láminas en Espiral El esquema de procesos con membranas más simple es un esquema de una etapa de flujo, en el que el gas de alimentación se separa en una corriente residual rica en hidrocarburos y otra corriente rica en CO2 como lo muestra la Figura N° 1.9. PRE-TRATAMIENTO

FILTRO COALESCENTE

MEMBRANAS

FILTRO Pulidor

Gas Tratado Bajo Contenido CO2

Gas de Alimentación

CARBON ACTIVADO

CALENTADOR

GAS PERMEADO Rico en CO2

Figura N° 1.9 Esquema de Flujo de una Etapa de Endulzamiento 1.2.7 Conversión directa a Sulfuros Estos procesos son generalmente utilizados para remover pequeñas cantidades (ppm) de H2S de las corrientes de gas e involucra la conversión directa del H2S a Sulfuro, sin capacidad de remoción de cantidades considerables de CO1. La conversión directa de H2S en Sulfuro utiliza un catalizador con base hierro, el cual entra en contacto con el gas en el absorbedor; permitiendo la conversión directa del H2S a Sulfuro. La solución Férrica resultante, rica sulfuro se envía a una sección de regeneración en donde el sulfuro es removido a alta presión por un separador sólido-liquido que permite limpiar el catalizador y

21

enviar una solución regenerada de regreso al absorbedor. Estos procesos son aplicados para bajos contenidos de azufre (menos de 1.000 ppm.), logrando obtener una composición de salida de solo unos pocos ppm. Asimismo, los flujos de gas tratado son bajos (MMPCND). Gas Tratado Aire de Oxidación

Absorbedor

Gas de Alimentación

Oxidador

Separador Sulfuros

Bombas de Circulación Tanque de Desechos

Figura N° 1.10 Esquema de un proceso de conversión directa a sulfuro

1.3

SIMULACIÓN DEL FUNCIONAMIENTO DE LOS PROCESOS DE

ENDULZAMIENTO Debido a que buena parte de las patentes de los procesos de endulzamiento del gas natural pertenecen a corporaciones privadas, es limitado para el dominio público la información detallada de algunos de los procesos. En ese caso, el uso de dicha información limitada en paquetes de simulación de procesos resulta sumamente útil, tanto para analizar los problemas operacionales de plantas existentes, así como para diseñar nuevas configuraciones para el endulzamiento del gas natural. En el presente trabajo de grado se desarrollan simulaciones de varios procesos de endulzamiento para las características del gas natural venezolano (tomando como referencia los gases producidos en el campo Yucal Placer), empleando dos (2) herramientas diferentes; los procesos de absorción fueron simulados con la ayuda del software Pro II 7.0 que permite el estudio de fenómenos de transferencia en estado estacionario, mientras la permeación a través de membranas se simulo con un modelo analítico desarrollado por el autor y que será descrito en secciones posteriores. A continuación se muestran los aspectos de mayor importancia considerados durante el uso del simulador Pro II 7.0.

22

1.3.1 Software Pro II 7.0 PRO II, software comercial distribuido por Simulation Sciences (una compañía de Invensys) es un simulador numérico de procesos que utilizando una interfaz visual bajo ambiente Microsoft Windows, permite al usuario el estudio de fenómenos de transferencia independientes del tiempo (estado estacionario); a excepción de la despresurización de las unidades de proceso. Las unidades o equipos considerados en el proceso en estudio, son resueltos en forma secuencial, uno a la vez, y para ello las alimentaciones deben ser conocidas (1). En el caso de existir corrientes reciclos (3) en los procesos, estos serán manejados automáticamente por el simulador.

Figura N° 1.11 Secuencia de cálculos en PRO II Si es deseado, en cada corrida de simulación pueden determinarse las propiedades de transporte, como la viscosidad, conductividad térmica, tensión superficial y difusividad líquida. El modelo de cálculo empleado por el simulador para cada plato (numerados desde el tope al fondo del recipiente) de las columnas de separación es mostrado en la siguiente figura:

Figura N° 1.12 Modelo de cálculo Con identificación de:

23

1.4

•

Numero del plato

•

Flujo de líquido y vapor

•

Flujo de alimentación

•

¨Duty¨ (intercambiadores, enfriadores)

•

Fracción molar de vapor y líquido

•

Fracción molar en la alimentación

•

Entalpías de líquido y vapor

•

Temperatura y presión.

DESARROLLO DE LAS SIMULACIONES

Con la intención de representar y analizar los procesos de absorción física y química (con amplia aplicación industrial) para las mezclas de gas natural estudiadas, se desarrollaron los siguientes casos de simulación: •

Absorción química: con aminas secundarias (DEA) y terciarias (MDEA)

•

Absorción física: Con los solventes Selexol (DEPG) y Rectisol (METANOL)

•

HIBRIDOS (absorción química y física). En general la simulación en Pro II se desarrollan en los siguientes siete (7) pasos

Unidades de Medición

Construcción del diagrama de flujo

Modelo Termodinámico

Definir Componentes

Condiciones de Proceso

Datos Asociados a las Corrientes de alimentación

Ejecución de la simulación Obtención de resultados

Figura N° 1.13 Siete (7) pasos para ejecutar la simulación en PRO II

24

1.4.1 Construcción del diagrama de flujo En primera instancia se construyó el diagrama de flujo en el que se esquematizan los equipos involucrados en el proceso, como recipientes de separación “flash”, columna contactora, intercambiadores de calor, bombas, compresores, válvulas, así como mezcladores y difusores de las corrientes de flujo involucradas en el proceso (alimentación y productos).

Figura N°.1.14 Diagrama de flujo general para procesos de absorción A continuación se establecen las unidades en las que se calcularan los parámetros de proceso y seguidamente se definen los componentes del gas de alimentación y los solventes utilizados en los procesos de absorción física y química. El software dispone de una base de datos que considera la mayoría de los componentes puros del gas natural y los solventes industriales involucrados en los procesos de endulzamiento. A cada componente se le asignan por lo menos nueve propiedades fijas (propiedades críticas de presión, temperatura y volumen, peso molecular, punto de ebullición normal, etc.) que serán utilizadas durante la resolución de las ecuaciones en cada iteración. Adicionalmente, se deben suministrar propiedades que dependen de la temperatura, como por ejemplo viscosidad y densidad. En caso de ser necesario, el software permite definir alguna propiedad adicional para la cual se considere importante incluir en el estudio del proceso de endulzamiento. El siguiente paso resulta el más importante desde el punto de vista de la ingeniería, ya que a continuación se

25

seleccionan los modelos termodinámicos que regirán los procesos a estudiar. En el caso particular de los equipos de separación, (torres contactoras y regeneradoras) la selección adecuada de los modelos termodinámicos permite estudiar los procesos de destilación, absorción, evaporación, extracción; mediante el calculo de las constantes del equilibrio liquido-vapor (para lo cual el software emplea la aproximación F : coeficiente de fugacidad de la fase liquida/ coeficiente de fugacidad de la fase de vapor) con balances de masa basados en ecuaciones de estado y en las propiedades de transporte (viscosidades, conductividades térmicas, tensión superficial, difusividad líquida). Por otra parte, para los intercambiadores de calor se realizan cálculos de entalpía en los balances de energía; mientras que en equipos como expansores y compresores los cálculos toman en cuenta la entropía a fin de considerar la eficiencia de estos procesos. Seguidamente es necesario suministrar las concentraciones de los componentes que conforman las corrientes de gas que alimentan el proceso de endulzamiento, así como las condiciones de temperatura, flujo y presión a las cuales se encuentran respectivamente. Se deben establecer las condiciones de operación de los equipos principales del proceso (torres contactoras y de regeneración, etc.). Para ello se dispone de una ventana en la que se asignan las características generales de las etapas de separación así como la cantidad de platos asociados con las mismas y detalles referentes a los calentadores, bombas, condensadores y otros involucrados en el proceso. En esta sección se establecen los parámetros de convergencia (tolerancias), el algoritmo de cálculo y el número máximo de iteraciones. Finalmente para el caso cargado en la plantilla del simulador pueden ejecutarse los cálculos y obtener los resultados correspondientes en cada corrida. El siguiente algoritmo resume la metodología para ejecutar las simulaciones.

26 Inicio

ESTABLECER UNIDADES •Presión (bar) •Temperatura (ºF) •Tiempo (día) •Peso (libras) •Volumen de liquido (pie3) •Volumen de vapor (pie3) •Volumen específico de liquido (volumen liquido/peso molar) •Volumen específico de vapor (volumen vapor/peso molar) •Densidad del líquido (peso/volumen líquido) •Densidad de vapor (peso/volumen vapor) •Densidad petróleo (gravedad API) •Energía (unidades térmicas inglesas) •Duty (energía/tiempo) •Trabajo (caballos de fuerza) •Longitud (pies) •Coeficiente de transferencia de calor (BTU/día pie2 ºF) •Viscosidad (centipoise) •Viscosidad cinemática (centistoke) •Conductividad térmica (BTU/día pie ºF) •Tensión superficial (Dyna/cm)

Selección del modelo termodinámico

Introducir las concentraciones y los flujos volumétricos de los componentes que conforman la mezcla de gas de alimentación y el solvente de absorción. Asimismo las condiciones de temperatura y presión respectiva son ingresadas

Selección de los componentes que conforman la mezcla de gas de alimentación (metano, etano, dióxido de carbono, etc.) y del solvente de absorción (amina o solvente físico)

Asignación de las propiedades termo-físicas de los componentes que conforman la mezcla de gas de alimentación y el solvente de absorción (condiciones criticas de temperatura, presión y volumen, peso molecular, punto normal de ebullición, etc.)

Establecer condiciones de operación de los equipos principales del proceso como torres de absorción y de regeneración (presión, temperatura, etapas de separación y distanciamiento entre platos)

Ejecutar simulación y obtención de Resultados

SI

Desea cambiar concentración CO2 del gas de alimentación

NO Fin

Figura N°.1.15 Algoritmo de simulaciones con PRO II

27

Adicionalmente y con el fin de verificar los resultados obtenidos con PRO II se utilizó una subrutina independiente ejecutada dentro del mismo simulador llamada AMSIM, especifica para los procesos de absorción. AMSIM tiene predeterminada las configuraciones estándar de los procesos de absorción física y química sobre las cuales realiza sus cálculos. La subrutina determina las constantes de equilibrio (K) liquido-vapor y calcula para las reacciones químicas y sus coeficientes mediante la ley de Henry. AMSIM resuelve un sistema de ecuaciones no lineales para describir los equilibrios de los procesos de absorción química y física. Para el caso de la absorción química emplea la ecuación de estado de Peng-Robinson “modificada”, y determina los coeficientes de fugacidad de la fase de vapor. Por otra parte para los procesos de absorción física, AMSIM dispone de su propio modelo termodinámico basado el solvente comercial Selexol (cuyo componente activo es el Dimetil Éter de Glicol Polietileno).

Figura N° 1.16 Subrutina para paquetes de Absorción ¨AMSIM¨ Finalmente y lograda la convergencia de los casos de simulación planteados se obtienen los resultados asociados a cada caso. 1.4.2 Condiciones de base para las simulaciones Las condiciones establecidas de acuerdo a las características del gas natural venezolano en todos los casos de absorción simulados son los siguientes: • Flujo de Alimentación del gas: 135MMPCND-300MMPCND

28

• Rango de Presión del gas de alimentación: 75bar-80bar • Rango de Temperatura del gas de alimentación: 45 ºC-55ºC • Sensibilidad en cada proceso simulado del CO2 del gas alimentación: 10%, 14.4%, 17%, 20% y 25% molar • H2S del gas de alimentación: fijo pero en alta concentración, 25ppm molar • 3 platos en cada etapa de separación de las torres de absorción y regeneración (configuración estándar) • Las aminas se emplearon como una solución acuosa al 55% en peso (valor estándar) • Los solventes para absorción física se utilizan según lo establece el fabricante (90% en peso, configuración estándar) • Las constantes ¨K¨ para el equilibrio líquido-vapor (VLE) en las columnas de absorción son calculadas con la ecuación de estado propuesta por Peng-Robinson:

P=

RT aα − 2 v − b v + 2bv − b 2

Ecuación N° 1.2 Modelo de Peng-Robinson Parámetros de la ecuación:

a=

Ω a R 2Tc 0.45724 R 2Tc = Pc pc

b=

Ωb RTc 0.0778 RTc = Pc pc

A=

aαP 0.45724αPr = 2 R 2T 2 Tr

B=

bP 0.0778 Pr = RT Tr

2

2

29

[ (

α = 1 + 0 . 37464

+ 1 . 54226 ω − 0 . 26992 ω

2

)* (1 − T

0 .5 r

)]

2

El equilibrio líquido vapor es calculado por la aproximación Phi-Phi:

yi φil ki = = v xi φi Ecuación N° 1.3 Aproximación Phi-Phi para determinar K, equilibrio Liquido-Vapor Para lo cual: • Y1: Fracción de Liquido • X1: Fracción de Vapor •

φiv : Fugacidad de la fase de vapor

• φil : Fugacidad de la fase liquida Las fugacidades para ambas fases se calculan, sustituyendo la presión despejada de la ecuación de estado, en la ecuación que define a la fugacidad:

φ=

f P

Ecuación N° 1.4 Definición de la Fugacidad

1.5

DESARROLLO DEL MODELO ANALÍTICO PARA LA PREDICCIÓN DEL

COMPORTAMIENTO DE LA TECNOLOGÍA DE MEMBRANAS Aun cuando el software PRO II contiene un modelo para la simular procesos de permeación a través de membranas poliméricas, el mismo resulta inadecuado para evaluar los elementos de membranas utilizados en los procesos de endulzamiento de gas natural ya que

30

la ecuación que describe los fenómenos físicos (Hagen-Poiseuille) en el simulador, supone que los elementos de membranas son porosos, cuya condición no es cierta en las aplicaciones industriales de dicha tecnología de endulzamiento. Como se menciono al inicio del capitulo 2, las membranas utilizadas para la remoción de CO2 del gas natural no operan como filtros, donde las moléculas pequeñas son separadas de las más grandes a través de un medio poroso. En lugar de esto las membranas funcionan sobre el principio de solución-difusión a través de una membrana no porosa y semipermeable, donde el CO2 primero se disuelve dentro de la membrana y luego se difunde a través de ésta. Debido a que la membrana no posee poros, el proceso de separación no es basado en el tamaño molecular; en lugar de esto cobra importancia la efectividad con la que un componente en particular se disuelve dentro de la membrana y se difunden a través de la misma, con respecto al resto de los diferentes componentes co-existentes en la mezcla de gas. La ecuación que mejor describe estos fenómenos de permeación es la propuesta en base a la ley de Fick; y es sobre esta que se desarrolla el modelo analítico propuesto en el presente trabajo de grado.

J=

s * D * ∆p l

Ecuación N° 1.5 Ley de Fick para transferencia de masa (medios no porosos) Donde: • J flujo molar de CO2 a través de la membrana por unidad de área de membrana • s solubilidad del CO2 en la membrana • D coeficiente de difusión del CO2 a través de la membrana • ? p diferencial de presiones parciales entre el lado de alimentación de la membrana (alta presión) y el lado del gas permeado (baja presión) •l

espesor de la membrana

• s*D= k = Permeabilidad.

31

La permeabilidad se define físicamente como el producto de la solubilidad por la difusividad de un componente en el material de las membranas (acetato de celulosa); es un parámetro que indica cómo un componente en particular se separa y fluye a través del medio de separación respecto a los demás, y fija tanto el flujo de permeado de un componente como su selectividad, la misma se calcula tal como se expresa a continuación:

K1 =

Fp * Z 1 N * ( Pm * X 1 − Pp * Z 1 )

Ecuación N° 1.6 Permeabilidad del Dióxido de Carbono CO2 Donde: • K1: Permeabilidad del CO2 (MMPCND /bar) • Fp: Flujo total de la corriente de permeado (MMPCND) • Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de permeado • N: Número total de membranas en servicio • Pm: Presión de Operación de las membranas (barg) • Pp: Presión de la corriente de gas permeado (barg) • X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación. Del mismo modo se plantea una ecuación para determinar la permeabilidad del metano, en el sistema binario estudiado con el modelo analítico:

K2 =

Fp * (1 − Z 1 ) N * ( Pm * (1 − X 1 ) − Pp * (1 − Z 1 ))

Ecuación N° 1.7 Permeabilidad del Metano (C1) Donde:

32

• K1: Permeabilidad del C1 (MMPCND /bar) • Fp: Flujo total de la corriente de permeado (MMPCND) • Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de permeado • N: Número total de membranas en servicio • Pm: Presión de Operación de las membranas (barg) • Pp: Presión de la corriente de gas permeado (barg) • X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación. Cabe destacar que las permeabilidades aquí expresadas son por unidad de área de membranas. El diferencial de presión a través de las membranas se calcula entre la presión del gas alimentado y la presión del gas permeado. Luego, la permeabilidad normalizada es el cociente entre el valor de permeabilidad calculado en base a la dat real disponible para cada fecha de análisis entre el primer valor de permeabilidad medido (el del día uno, cuando las membranas son nuevas). En lo que respecta al cálculo del porcentaje de separación, a continuación se explica su formulación matemática:

R=

Fa * X 1 − Ft * Y1 Fa * X 1

* 100

Ecuación N° 1.8 Porcentaje de separación de CO2 del sistema de endulzamiento Donde: • R: Porcentaje de separación del CO2 (%) • Fa: Flujo total de la corriente de alimentación (MMSCFD) • Ft: Flujo total de la corriente de gas tratado (MMSCFD) • Y1: Fracción molar del CO2 en la corriente de gas tratado

33

• X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación Asimismo se calculan balances de masa por componentes:

f A xi = f T yi + f p zi Ecuación N° 1.9 Balance de masas por componentes Donde: • Fa: Flujo total de la corriente de alimentación (MMPCND) • Ft: Flujo total de la corriente de gas tratado (MMPCND) • Y1: Fracción molar del CO2 en la corriente de gas tratado • X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación • Fp: Flujo total de la corriente de permeado (MMPCND) • Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de perneado La combinación del conjunto de ecuaciones recién señaladas permite la evaluación del sistema de membranas. Es importante señalar que el modelo propuesto fue cotejado con data real de la unidad de endulzamiento actualmente en funcionamiento en el campo Yucal Placer. 1.5.1 Condiciones de base para la simulación del comportamiento de la tecnología de membranas Las condiciones establecidas en todos los casos simulados para la tecnología de membranas son los siguientes: •

El flujo a través de las membranas se rige por la ecuación de Ley de Fick

•

Flujo de Alimentación del gas: 135MMPCND (capacidad actual Yucal Placer)300MMPCND (Proyección de expansión)

34

•

Rango de Presión del gas de alimentación: 75bar-80bar. El mismo corresponde a los parámetros operacionales actuales de Yucal Placer

•

Rango de Temperatura del gas de alimentación: 45 ºC-55ºC

•

Sensibilidad en cada proceso simulado del CO2 del gas alimentación: 10%, 14.4%, 17%, 20% y 25% molar

•

H2S del gas de alimentación: fijo pero en alta concentración, 25ppm molar

•

Presión de permeado: 9,42psi (0.65 barg)

•

Numero de elementos de Membranas: 384(2 trenes), 576(3trenes), 768(4trenes)

•

Permeabilidad Normalizada del CO2: 0,8

•

Permeabilidad Normalizada del C1: 0,9

•

Rendimiento: 47%-75%

•

Sistema binario: Metano y Dióxido de carbono.

Es importante señalar la limitación del modelo propuesto, ya que los parámetros de rendimiento y permeabilidades normalizadas aunque provienen de data real, la misma corresponde a un flujo de gas alimentado equivalente a 55MMPCND. Rendimiento General (0860 + 0870) 84 2,6

80 76

2,4

72 2,2

68 64

2,0

Valor de Propiedad

60 1,8

56 52

1,6

48 1,4

44

kc1

40 36

1,2

32

1,0

28 0,8

24 20

Reducción CO2 (%)

16

kco2

0,6

Perm.CO2 Normalizada

0,4

12 Perm.C1 Normalizada

8

0,2

Fecha

Figura N° 1.17 Referencias de Permeabilidad y capacidad de separación

12-may

12-abr

12-mar

12-feb

12-ene

12-dic

12-nov

12-oct

12-sep

12-ago

0

12-jul

4 0,0

35

La Figura N° 1.17 muestra los valores de referencia para estos parámetros y que fueron considerados en el modelo; los mismo provienen del monitoreo (durante 10meses) de los parámetros de proceso y el rendimiento mostrado por la unidad de endulzamiento con membranas instalado en el campo Yucal Placer. Se indica que los valores más representativos de las variables graficadas, corresponden al segundo mes, posterior al arranque de la unidad de endulzamiento con nuevos elementos de membranas. En la figura se observa claramente una estabilización (Plateau) de las variables analizadas.

36

CAPÍTULO 2 - O

CAPÍTULO II RESULTADOS Y DISCUSIONES

2.1

RESULTADOS

2.1.1 Simulaciones de los Procesos de Absorción Una vez finalizadas las simulaciones desarrolladas para evaluar las tecnologías de endulzamiento del gas natural venezolano (caso Yucal Placer), a continuación se muestran los resultados obtenidos. Tabla N° 2.1 Resultados de Simulación (Absorción), 135MMPCND Alimentados Proceso

Volumen (MMPCND)

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga

Pérdidas Hidrocarburos(%)

Diámetro (m)

Altura (m)

10

3,64 3,98 5,03 3,91 6,32 4,00 5,33 6,00 6,00 6,50 3,60 4,53 3,38 3,82 4,24 5,04 5,92 5,98 6,05 5,90

0,19 0,33 0,37 0,51 0,41 0,12 0,16 0,20 0,23 0,29 9,09 12,31 12,57 14,35 16,15 35,47 38,51 30,60 46,89 49,34

2,29 2,59 2,74 3,05 2,74 2,47 3,05 3,20 3,51 3,66 6,55 7,01 7,77 7,93 8,08 3,05 3,35 3,35 3,20 3,35

6,77 8,93 9,63 11,57 18,53 18,87 22,29 25,15 24,10 28,87 11,86 11,83 12,49 12,34 12,40 9,56 9,80 11,41 6,65 6,96

14,4 DEA

135

17 20 25

MDEA

135

Selexol

135

Rectisol

135

10 14,4 17 20 25 10 14,4 17 20 25 10 14,4 17 20 25

37

Tabla N° 2.2 Resultados de Simulación (Absorción), 300MMPCND Alimentados

Proceso

Volumen (MMPCND)

DEA

300

MDEA

300

Selexol

300

Rectisol

300

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga

10 14,4 17 20 25 10 14,4 17 20 25 10 14,4 17 20 25 10 14,4 17 20 25

4,12 4,03 4,76 6,12 6,33 3,94 5,04 6,00 6,80 8,00 4,73 4,72 5,42 6,00 6,00 5,93 5,96 5,89 5,94 5,96

Pérdidas Diámetro (m) Altura (m) Hidrocarburos(%)

0,21 0,32 0,37 0,29 0,46 0,12 0,18 0,20 0,23 0,13 7,59 11,41 12,51 14,67 16,45 20,75 23,40 24,10 27,43 29,31

3,66 3,66 3,96 4,12 4,27 4,40 4,42 4,72 6,25 3,96 10,97 12,95 13,26 13,56 14,48 4,12 4,88 5,03 5,33 5,49

6,21 6,75 7,36 15,85 17,60 17,25 18,06 18,76 27,84 29,97 13,36 13,96 13,83 13,88 14,00 6,68 8,11 8,78 8,92 9,41

La información mostrada en las siguientes tablas corresponde con las descargas de CO2 resultantes en el gas tratado, para distintos contenidos de CO2 y volumen de gas (en la alimentación) considerados en las sensibilidades realizadas con los procesos estudiados. Adicionalmente, se incluyen las pérdidas de hidrocarburos (%volumen) y las dimensiones de las torres de absorción (diámetro, altura). Los valores destacados con las casillas color verde oliva, corresponden a las opciones incluidas en el mapa de selección técnica, posterior al análisis de todos los resultados entre si, para condiciones de proceso similares. Asimismo, las casillas en blanco corresponden con los casos en donde no solo logra la especificación del %CO2 =6%molar en el gas tratado, y que posteriormente se consideraron en las soluciones híbridas simuladas 2.1.2 Simulaciones con el modelo analítico desarrollado para la predicción del comportamiento de la tecnología de membranas Las tablas a continuación, muestran los resultados obtenidos de la simulación del funcionamiento de la tecnología de membranas, en base al modelo analítico descrito en la

38

sección 1.7. Las mismas incluyen el %CO2 del gas tratado, las pérdidas de hidrocarburos (%volumen), y el número de trenes evaluados en las sensibilidades realizadas. Tabla N° 2.3 Resultados de Simulación (Membranas), 135MMPCND Alimentados Proceso

Volumen (MMPCND)

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga

Pérdidas Hidrocarburos(%)

10

6,00 8,81 10,53 12,56 16,07 4,22 5,55 7,50 9,01 11,66 3,11 4,63 5,58 6,00 8,77

8,66 8,64 8,63 8,62 8,60 8,62 8,59 8,58 8,57 8,55 8,53 8,50 8,49 8,48 8,46

14,4 17 20 25 10 14,4

Membranas 2 Trenes

135

Membranas 3 Trenes

135

17

135

20 25 10 14,4 17

Membranas 4 Trenes

20 25

Tabla N° 2.4 Resultados de Simulación (Membranas), 300MMPCND Alimentados Proceso

Membranas 2 Trenes

Volumen (MMPCND)

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga

Pérdidas Hidrocarburos(%)

10

5,96 8,88 10,61 12,65 16,18 3,67 5,45 6,56 7,89 10,25 4,00 5,93 7,13 8,57 11,10

8,76 8,55 8,54 8,52 8,51 8,71 8,68 8,67 8,66 8,64 8,53 8,50 8,49 8,48 8,46

14,4 300

17 20 25 10

Membranas 3 Trenes

14,4 300

17 20 25

Membranas 4 Trenes

10 14,4 300

17 20 25

2.1.3 Soluciones híbridas Otra de las alternativas evaluadas, consistió en simular procesos híbridos (absorción física y química) para aquellos casos en donde las simulaciones previas para las aplicaciones

39

individuales de dicho procesos, proporcionaron descargas de CO2 en el gas tratado mayor al 6%molar (parámetro establecido por el autor para establecer un criterio de rendimiento de las tecnologías de endulzamiento evaluadas). Las consideraciones establecidas para llevar a cabo las simulaciones para los procesos híbridos, corresponden con una configuración en paralelo en donde la distribución del flujo de alimentación fue de 50%-50% para cada proceso (metanol + absorción química). Los casos simulados bajo este concepto son los siguientes: • Alimentación de 135MMPCND y 25%CO2: MDEA + RECTISOL • Alimentación de 300MMPCND y 20%CO2: MDEA + RECTISOL y DEA + RECTISOL • Alimentación de 300MMPCND y 25%CO2: MDEA + RECTISOL y DEA + RECTISOL. La siguiente figura muestra el diagrama de flujo general construido en PRO II para simular los procesos híbridos.

Figura N° 2.1 Diagrama de Flujo para los procesos Híbridos No se consideraron configuraciones híbridas con membranas debido a la limitación impuesta por la data disponible para esta tecnología, la cual corresponde con 55MMPCND; de este modo cualquier resultado obtenido no podría ser validado. Seguidamente se muestran los resultados obtenidos al simular los procesos híbridos en PRO II.

40

Tabla N° 2.5 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 135MMPCND de gas Alimentado

Proceso A

Proceso B

Volumen (MMPCND)

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga A

%molarCO2 Descarga B

%molarCO2 Diámetro A (m) Descarga TOTAL

RECTISOL

DEA

135

25

5,12

6,33

5,74

2,59

3,20

9,69

13,40

7,15

0,50

RECTISOL

MDEA

135

25

5,14

6,56

5,86

2,59

3,05

8,82

11,83

8,20

0,40

Diámetro B (m)

Altura A (m) Altura B (m)

Pérdidas Pérdidas Hidrocarburos A (%) Hidrocarburos B (%)

Tabla N° 2.6 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 300MMPCND de gas Alimentado

Proceso A

Proceso B

Volumen (MMPCND)

RECTISOL

DEA

300

RECTISOL

MDEA

300

%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga A

%molarCO2 Descarga B

20 25 20 25

5,71 5,97 5,72 5,82

6,34 6,08 6,00 6,22

%molarCO2 Pérdidas Pérdidas Diámetro A (m) Diámetro B (m) Altura A (m) Altura B (m) Descarga TOTAL Hidrocarburos A (%) Hidrocarburos B (%)

6,03 6,02 5,86 6,02

3,51 3,66 3,51 3,66

4,57 4,88 4,72 4,88

6,90 7,06 6,90 7,11

9,77 9,96 9,79 9,79

7,04 8,00 8,12 7,02

0,31 0,40 0,30 0,40

41

2.2

CONSTRUCCIÓN DEL MAPA TÉCNICO

La actividad central del presente trabajo de grado considera la elaboración de un mapa técnico, que basado en las simulaciones desarrolladas con PRO II y el modelo analítico para la tecnología de membranas, permite identificar las distintas zonas de operación donde cada tecnología de endulzamiento es más adecuada. Todo esto en función de los requerimientos de entrada y salida del proceso a implementarse, constituyendo un aporte de criterios para la ingeniería conceptual o básica, asociada a la necesidad de seleccionar procesos adecuados para el endulzamiento del gas natural venezolano (Caso Yucal Placer); en función de su composición, condiciones de operación (presión y temperatura), volúmenes de gas procesado y las especificaciones de venta (norma COVENIN 35682:200). Comprendiendo que el compromiso de garantizar las especificaciones de comercialización de gas constituyen un punto neurálgico para las compañías operadoras y previendo además ajustes en los indicadores actuales con respecto al contenido de CO2 en el gas de venta, se ha establecido un criterio más riguroso, en el cual se determina que las tecnologías simuladas deben ofrecer una descarga de CO2 = 6%molar en el gas tratado para poder cumplir en primera instancia con la preselección técnica y ser incluidos en el mapa de selección. Posteriormente, las tecnologías que satisfagan la condición anterior serán cuestionadas en una segunda exigencia, relacionada a que solo son aceptadas perdidas de hidrocarburos con respecto al gas alimentado = 8.75% volumen. Si existiesen aun competencias técnicas se considera un tercer criterio de selección relacionado (en el caso de los procesos de absorción química y física) con las dimensiones de las columnas contactoras (mínimos diámetros y espesores) y para la tecnología de membranas con el menor numero de trenes para lograr las dos primeras especificaciones impuestas. A continuación se resumen las hipótesis consideradas para la construcción del mapa técnico: •

Todos los procesos deben tener una descarga = 6% molar de CO2, para poder cumplir en primera instancia con la preselección técnica. El %CO2 impuesto para el gas tratado, considera la intención manifiesta por parte de los organismos de regulación de estado venezolano de establecer condiciones más restrictivas para este parámetro de comercialización. Este requerimiento más riguroso que el impuesto actualmente por la

42

norma COVENIN (8.5%molar) permite además mayor vigencia al trabajo de grado. •

Las pérdidas de hidrocarburos permitidas serán =8.75% volumen. Este valor es la referencia contractual actual entre YPergas.S.A y el fabricante (GRACE) de los trenes de membranas instalados en el campo Yucal Placer.

•

Si más de un proceso cumple con las consideraciones anteriores para el mismo contenido de CO2 y flujo en la alimentación, se tendrá preferencia por aquel que alcance la especificación con el menor diámetro y menor altura de la columna de absorción (en el caso de membranas, se considera el menor numero de trenes)

•

La concentración de H2S en el gas procesado será = 12pmm (para una concentración fija en la alimentación de 25ppm)

•

Flujo de Alimentación del gas: 135MMPCND-300MMPCND.

•

Rango de Presión del gas de alimentación: 75bar-80bar

•

Rango de Temperatura del gas de alimentación: 45 ºC-55ºC

•

Porcentaje variable en l contenido de CO2 del gas alimentación: 10% - 25% molar

Una vez implementados estos criterios sobre los resultados obtenidos con las simulaciones de los procesos estudiados, se obtiene el mapa técnico mostrado a continuación. Una vez implementados estos criterios sobre los resultados obtenidos con las simulaciones de los procesos estudiados, se obtiene el mapa técnico mostrado a continuación.

43

Contenido CO2 a la Descarga = 6% molar

27

%molar CO2 Alimentación

23

19

Leyenda

DEA 15

MEMBRANAS (4Trenes)

HIBRIDO (MDEA-RECTISOL)

MEMBRANAS (3Trenes)

HIBRIDO (DEA-RECTISOL)

11

MEMBRANAS (2Trenes)

7

100

135

170

205

240

275

310

345

380

300 Flujo de Alimentación (MMPCND)

Figura N° 2.2 Mapa Técnico para seleccionar tecnologías de endulzamiento en el rango de las Hipótesis consideradas

44

2.3

DISCUSIÓN

DE

LOS

RESULTADOS

OBTENIDOS

DE

LAS

SIMULACIONES Posterior a la descripción desarrollada en la sección anterior, es conveniente analizar los resultados presentados en las Tablas N°.2.1 a la 2.6, en base a los cuales se construyo el mapa de selección técnica para los procesos de endulzamiento del gas natural venezolano (Figura N°.2.2). Dicha información, permite plantear y discutir los aspectos más importantes relacionados con las tecnologías mostradas en el mapa de selección, sus implicaciones técnicas, ventajas y las desventajas generales de cada proceso. Asimismo, se mencionan las razones técnicas que justificaron el descarte de algunos de los procesos de endulzamiento simulados; limitando su inclusión en el mapa de selección técnica. En primera instancia la discusión se enfoca en términos generales, considerando el rango de hipótesis (descritas en secciones previas) sobre las cuales se desarrollaron las simulaciones. Posteriormente se consideran las características particulares del caso de estudio, y en función de las tecnologías de endulzamiento sugeridas en el mapa, se plantean las conveniencias de su aplicación para las condiciones de proceso del campo Yucal Placer. En términos generales, la Figura N°.2.2 muestra un predominio importante (área negra del mapa) del proceso de absorción química, mas específicamente con el uso de soluciones acuosas de DEA (entre 50-65% en peso), para todos los casos simulados como proceso individual (sin considerarlo en configuraciones híbridas). Seccionando en el mapa las áreas específicas que conforman esta preponderancia de las soluciones DEA, se observa que cuando la concentración (%molar) de CO2 en el gas de alimentación se encuentren aproximadamente entre 7-9%, y considerando el rango total del flujo de gas alimentado con validez en el mapa (entre 125MMPCND y 310MMPCND); las soluciones de DEA no enfrentan competencias técnicas con otros procesos de endulzamiento. Adicionalmente, el planteamiento anterior resulta equivalente para los siguientes casos:

45

Tabla N° 2.7. Predomino de las soluciones de DEA como proceso individual %molar CO2 alimentación

Flujo alimentación (MMPCND)

10-11

275-310

17-21

195-250

17-20

250-310

21-24

125-250

24-26

125-135

De igual modo, se presentan zonas del mapa donde el proceso de endulzamiento basado en fenómenos de transferencia de masa (membranas) cumplen técnicamente al igual que las soluciones DEA, con las exigencias de endulzamiento impuestas para alcanzar las condiciones de venta del gas natural, (6%CO2 molar, 7lb H2O/MMPCND y 12ppm H2S molar). La siguiente tabla resume las áreas del mapa donde se presentan competencias técnicas entre las soluciones de DEA y las distintas configuraciones de endulzamiento con membranas: Tabla N° 2.8. Zonas de competencias técnicas entre soluciones DEA y membranas. Membranas (numero de trenes)

CO2 alimentación (%molar) Flujo alimentación (MMPCND)

2

9-12

125-310

3

12-16

120-200

4

17-21

125-200

4

12-17

200-310

Asimismo, se presenta dos zonas dentro del mapa (área roja y amarilla) donde las soluciones de DEA como proceso individual no cumple los requerimientos técnicos demandados, sin embargo, combinar DEA o MDEA con solventes físicos (configuraciones híbridas) puede representar una alternativa de endulzamiento en dichas áreas:

46

Tabla N° 2.9. Zona de aplicación de las soluciones híbridas Proceso

%molar CO2 alimentación Flujo alimentación (MMPCND)

MDEA

20-26

250-310

DEA

24-26

135-250

Si se comparan los resultados mostrados en las Tabla N°.3.1 (procesos de absorción), para las simulaciones correspondientes a un contenido de CO2 igual al 10%molar y 135MMPCND de gas alimentado; todos los procesos cumplen con la primera especificación para su inclusión en el mapa (contenido de CO2 en el gas tratado = 6% molar). En vista de que se plantea una competencia tecnológica, se debe evaluar el segundo parámetro inserción en el mapa relacionado con las pérdidas de hidrocarburos calculadas para cada proceso. El análisis de dicho parámetro resulta de interés, ya que en primer lugar los hidrocarburos que se arrastran con las soluciones o solventes puros empleados en los procesos de absorción, disminuyen el % (volumen) del gas que pudiera venderse. Adicionalmente el gas tratado tendrá menor poder calorífico al ceder una fracción del componente metano que pudo conformar la corriente de gas de venta, pero que resulta absorbido en el proceso, representando perdidas. Al comparar los resultados de este parámetro se observa que los en los casos simulados con los procesos de absorción física, el solvente RECTISOL en base a metanol (35.47%) sobrepasa con creces el limite mínimo impuesto para perdidas = 8.75%; mientras el solvente SELEXOL (en base a Dimetil Éter de Glicol Polietileno) aun cuando reporta perdidas equivalentes a 9.09%, las mismas no resultan comparables con las registradas para los procesos de absorción química (menores al 0.2%). Ya descartados los procesos de absorción física, y comparando las perdidas de hidrocarburos entre las soluciones de DEA (0.19%) y MDEA (0.12%), se observa que ambos proceso se ajustan a la norma impuesta para este parámetro, por lo que al mantenerse las competencias técnicas entre los procesos de absorción química; se debe considerar entonces un tercer criterio de selección, en base a las dimensiones de las columnas de absorción (mínimos diámetros y espesores). En este caso las soluciones DEA deberían seleccionarse para las características del gas alimentado (con respecto al %CO2 y volumen), pero con pequeñas diferencias con las soluciones de

47

MDEA en los diámetros de las torres de absorción y la separación de los platos que conforman las etapas de absorción (ver información en el apéndice C). Asimismo, al observar el número de etapas totales y las alturas resultantes en cada proceso, las soluciones DEA son beneficiadas. Por otra parte al evaluar los resultados obtenidos con la tecnología de membranas correspondientes a un contenido de CO2 igual al 10%molar y 135MMPCND de gas alimentado, las especificaciones de inclusión se alcanzan para una configuración de dos (2) y tres (3) trenes en paralelo. La menor cantidad de trenes de una vez sugiere con claridad la opción a incluirse en el mapa, para las condiciones del gas alimentado. Además que los dos trenes de membranas muestran menores perdidas de hidrocarburos. Criterios similares son aplicados para los casos donde la alimentación de gas es de 300MMPCND para los procesos de endulzamiento estudiados; resultando nuevamente favorecido el proceso de absorción química con soluciones de DEA y la tecnología de membranas pero con configuraciones que demandan una mayor cantidad de elementos, que permite a su vez un área mayor de separación de los componente ácidos del gas. Los casos generales donde existen competencias tecnológicas entre las soluciones de DEA y las membranas se discutirán mas adelante, al implementar la metodología de selección al caso de estudio, campo Yucal placer, pues casualmente el mapa sugiere esta situación de doble alternativa de endulzamiento para cumplir con las especificaciones de venta. Aunque los parámetros de construcción del mapa no consideran aspectos cualitativos entre los procesos estudiados, es provechoso hacer un alerta en base observaciones no cuantificables entre las soluciones DEA y MDEA desde el punto de vista del proceso, ya que ambas soluciones presentan beneficios muy equivalentes (ver detalles de estos procesos en el apéndice A). Al contacto con una solución de MDEA el H2S reacciona inmediatamente, lo que implicaría que la mayoría de las etapas de absorción donde ocurren las reacciones químicas, se emplearan para la separación de CO2 del gas ácido alimentado. MDEA por ser una amina terciaria, no presenta en su molécula el átomo de hidrógeno unido directamente al átomo de nitrógeno (como es el caso de DEA). Esto tiene un impacto importante en la reacción química entre el CO2/MDEA, ya que se inhibe la formación de sales de carbonatos que es importante para las aminas primarias y secundarias (DEA);

48

mientras la formación de bicarbonatos de fácil remoción de la solución rica en gases ácidos absorbidos, se convierte en la única reacción importante. En otras palabras el mayor número de etapas requeridas en las soluciones de MDEA para la remoción se compensaran con los beneficios de reducir los requerimientos de regeneración de dichas soluciones, por la formación de sales estables al calor. Por otra parte resulta interesante el uso de MDEA para la remoción de CO2 debido a su bajo calor de reacción con este compuesto (ahorro de energía en la sección de regeneración); garantizándose la reconstitución de la solución rica que sale del absorbedor en una solución pobre con un contenido insignificante de CO2 y menores cantidades de solventes deben ser restituidas por perdidas en la sección de regeneración. Caso contrario ocurre para regenerar las soluciones de DEA ya que además de los altos requerimientos de calor para revertir las reacción de formación de las sales estables, mayor cantidad del solvente debe ser repuesto por perdidas asociadas con la aplicación de calor en si, ya que la solución de DEA se evapora en la regeneradora mientras se intenta revertir la formación de sales. En estos casos donde las sales formadas (resistentes al calor aplicado) no pueden ser regeneradas, deberá implementarse una unidad de intercambio iónico con las sales formadas lo que adicionada un componente al proceso de difícil control. Aun cuando las soluciones MDEA son descartadas en la mayoría de las áreas del mapa de selección técnica, el estudio cuantitativo de los argumentos recién expuestos, pudiera constituir un elemento adicional valido para decidir la inclusión de las soluciones MDEA. Pero al momento, estos parámetros no pueden contabilizarse y además no forman parte de las bases de diseño del mapa; por lo cual al representar solo observaciones cualitativas del autor, se ratifica la inclusión de las soluciones DEA y el descarte de las soluciones MDEA.

2.4

METODOLOGÍA

PARA

SELECCIONAR

TECNOLOGÍAS

DE

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL VENEZOLANO Una vez generado el mapa presentado en la Figura N° 2.2 es conveniente discutir la metodología de selección de las tecnologías de endulzamiento presentadas en el presente trabajo de grado. Como primera preselección se utiliza el mapa técnico a partir de los datos

49

de %molar del CO2 en la alimentación, volumen de gas alimentado (MMPCND), presión y temperatura operación, para determinar los procesos de endulzamiento que cumplen las condiciones del gas tratado establecidas. Luego se verifica y afina la preselección hecha, con ayuda de las bases de datos programadas en la hoja de cálculo interactiva presentada en la interfaz grafica de Microsoft EXCEL (ver apéndice B para instrucciones de uso), podrá obtener opciones basadas en cuatros parámetros que caracterizan el gas alimentado al proceso de endulzamiento: •

%molar del CO2 alimentación

•

Volumen de gas en MMPCND alimentación

•

Presión operación

•

Temperatura operación

La programación desarrollada en la hoja de cálculo permite de forma automática asociar las características ingresadas (correspondientes con el gas de alimentación), con un área en el mapa, donde alguna de las tecnologías consideradas permita alcanzar las especificaciones de venta deseadas. Finalmente y en caso de existir competencias tecnológicas, se sugiere desarrollar la evaluación económica considerada en la hoja de cálculo, la cual permite obtener ordenes de magnitud aproximados, asociados con los costos de inversión capital, operación y requerimientos de energía de los distintos procesos de endulzamiento. 2.4.1 Referencias económicas de los Procesos de endulzamiento Si posterior a la preselección técnica las tecnologías de endulzamiento en función del mapa descrito en la sección anterior, existen competencias tecnológicas para un mismo %molar de CO2 y flujo alimentado (más de un proceso técnicamente preseleccionado) el diseñador podrá considerar referencias económicas asociadas a cada procesos, y establecer comparaciones que le ayudaran a definir el proceso de endulzamiento de su conveniencia (ver apéndice A). Las mismas se describen a continuación:

50

Tabla N° 2.10 Referencias Económicas para los procesos de endulzamiento Referencias Económicas Inversión Inicial (CAPEX) Gastos Operacionales (OPEX) Requerimiento Energético Se asigna un valor de referencia a cada proceso en Kw

En base dichas referencias, se dispondrán de órdenes de magnitud o parámetros de comparación entre los procesos para tener un criterio económico (estimación clase 5 de precisión ±50%, ver Apéndice A); que constituirá un elemento adicional para la selección de tecnologías de endulzamiento. Cabe destacar que los alcances de este trabajo no consideran realizar un análisis económico exhaustivo, y solo pretende suministrar referencias de costo de material (calculadas con tablas de costos estimados según criterios del IFP en función del peso de los equipos de endulzamiento, Apéndice A), para señalar el impacto de implementación de las tecnologías seleccionadas. Los aspectos técnicos señalados previamente tendrán mayor peso para la selección. Es conocida la importancia de las variables económicas para la implementación final de cualquier proyecto, y en vista de la heterogeneidad de criterios propios de cada compañía para establecer costos estimados, los elementos referidos a continuación buscan una base común que posteriormente podrá ser particularizada (por ejemplo de acuerdo al material que desee utilizarse) a los criterios de gastos de cada compañía: • Inversión Inicial (CAPEX): Para el caso de los procesos de absorción química y física, la inversión capital se asocia con el peso en toneladas de los equipos principales (torre de absorción y regeneración), cuyos valores son resultados de las simulaciones de PRO II. En el caso de las membranas se estimaron los costos de instalación de estos equipos en base a la experiencia actual de Ypergas.S.A

51

• Gastos Operacionales (OPEX): Para el caso de los procesos de absorción química y física, se estiman en función de la necesidad de reposición del solvente utilizado debido a las perdidas propias del proceso (arrastre con el gas tratado, evaporación, etc.), para ello se asigna un consumo diario de solvente en litros. En el caso de las membranas (según estimación del fabricante), los elementos deben reponerse en un 20% anual del total instalados. Energía requerida, Kw/año: En el caso de los procesos de absorción se estima el consumo de energía eléctrica de los equipos dispuestos en las áreas de procesos, utilidades asociadas, drenajes abiertos y cerrados, como se describe a continuación: Torre de Absorción •Aero enfriadores • Bombas

Balance de Energía (Kw)

Utilidades •Aero enfriadores • Bombas •Compresores •Iluminación

Otros •Calentadores eléctricos • Bombas

Figura N° 2.3 Equipos con consumo de energía eléctrica en procesos de absorción •

Flexibilidad operacional: Aunque es impuesta por los requerimientos propios de los procesos, es la compañía operadora quien determina su capacidad de ajustarse al menor tiempo y costo a nuevas condiciones de operación (se pueden requerir cambios en las instalaciones, si ya existen alguna tecnología de endulzamiento en operación). Las particularidades de cada proyecto sugieren que el usuario podrá definir la capacidad de adaptación de algún proceso a cambios en las parámetros de operación (%molar CO2 alimentación, etc.), y poder cumplir con los requerimientos energéticos o características del gas de venta. Asimismo, pudiera asociarse la flexibilidad operacional con la facilidad de suministrar y mantener los requerimientos de operación (repuestos, solventes, etc).

52

2.4.2 Programación de la metodología en una hoja de cálculo interactiva Con la intención de aprovechar los recursos electrónicos y de computación, a fin de optimizar la implementación de la metodología desarrollada en el presente trabajo de grado; se han programado bases de datos contentivas con los resultados obtenidos de las simulaciones con PRO II, el modelo analítico para membranas y las referencias económicas (CAPEX, OPEX, etc.) que permitieron a su vez elaborar el mapa técnico de selección. A través de la interfaz visual de una hoja de calculo Excel, el usuario de la metodología podrá obtener las opciones técnicas de endulzamiento sugeridas en el mapa, posterior a ingresar la data de proceso solicitada (%molar CO2 alimentado, presión, temperatura y flujo de gas de alimentación) necesaria para realizar la consulta. Como se mencionó, las opciones técnicas que resulten preseleccionadas permiten acotar la escogencia de tecnologías de endulzamiento para condiciones específicas de proceso, permitiendo al usuario enfocarse en un estudio mas detallado (con menos alternativas entre las disponibles) en función del contexto del proyecto a implementarse y lograr la selección definitiva. En el anexo b, son descritas las instrucciones de uso de la hoja de cálculo.

2.5

EL CASO DE ESTUDIO

YPERGAS es una empresa venezolana pionera en la exploración, producción y comercialización industrial de gas libre. Conformada para operar el campo de gas venezolano Yucal Placer Norte y Sur en el Estado Guárico, el cual tiene reservas por el orden de los 2 billones de pies cúbicos de gas. La misión de la empresa es contribuir con el crecimiento energético venezolano, a través de las mejores técnicas de exploración y producción de gas natural no asociado, respetando el medio ambiente y fomentando un desarrollo sostenible dentro de las comunidades vecinas. Actualmente la empresa tiene su sede administrativa y gerencial ubicada en Caracas en la Torre Hewlett-Packard de Los Palos Grandes. Igualmente cuenta con una sede de logística para las operaciones de campo adyacente a las unidades de producción en Guárico.

53

2.5.1 Génesis El 29 de junio de 2001, el Ministerio de Energía y Minas de Venezuela declaró a la asociación TRIO YUCAL PLACER ganadora de las licitaciones para las licencias de los bloques de gas de Yucal Placer Norte y Yucal Placer Sur (Estado Guárico). Con el otorgamiento de estas licencias de exploración, producción y comercialización de gas no asociado, se inicia la apertura del gas decidida por el gobierno de Venezuela. 2.5.2 Localización e historia de las instalaciones Los bloques de Yucal Placer comprenden una superficie de 1.811 Km2 y están ubicados al norte del estado Guárico, cerca de la localidad de Altagracia de Orituco, 150 Km. al sur de Caracas. La estratigrafía del campo encuentra las formaciones geológicas “La Pascua” y “Roblecito” de edad paleogénica y se tiene conocimiento de la existencia de al menos cinco yacimientos. Este campo de gas libre (no asociado con petróleo crudo) fue explotado entre 1950 y 1989 con poca intensidad; en ese período se extrajeron cerca de cuarenta millardos de metros cúbicos de gas. El cierre de sus operaciones coincidió con el descubrimiento de grandes campos de petróleo con gas asociado en el oriente del país.

Figura N° 2.4 Localización del campo Yucal Placer El desarrollo de los bloques Yucal-Placer se concibe por etapas para una mejor evaluación del campo y de sus potencialidades durante la primera fase. Esta modalidad permite la

54

introducción progresiva de gas natural en el mercado, sin necesidad de saturarlo, pero satisfaciendo adecuadamente el incremento de la demanda. Este incremento se espera aumente en un 85% en los próximos veinte años. En las etapas de desarrollo del campo se llevarán a cabo campañas de sísmica, perforación de nuevos pozos y la construcción de estaciones de recolección, de unidades de procesamiento del gas y de líneas de flujo. De acuerdo al plan de desarrollo, las fases están programadas como se indica a continuación: 2.5.3 Esquema de Producción Temprana (EPS) Consiste en una producción inicial aproximada de 100MMPCND, en la cual se deshidrata el gas y se despacha a través de una tubería a la estación de compresión al norte de los bloques. Con esta fase se podrá adquirir la mayor cantidad posible de información de los yacimientos que no han sido hasta ahora evaluados.

Figura N° 2.5 Alcance de la fase de producción temprana (EPS) A esta primera etapa se la ha llamado “Fase EPS” o Esquema de Producción Temprana ¨Early Production Scheme - EPS¨. El proyecto plantea grandes retos técnicos, dada la difícil productividad de los pozos, la alta concentración de CO2 y elevadas temperaturas de los yacimientos. El gas está compuesto básicamente por metano de concentración molar superior al 80% y adicionalmente es considerado como muy ácido debido a la alta concentración de H2S presente en la mezcla (20ppm molar promedio aproximadamente)

55

2.5.4 Descripción de las instalaciones de EPS La planta esta constituida por dos macollas principales: N1 y S1, y una planta central de procesamiento ¨Central Process facilities- CPF ¨ adyacente a la macolla N1 que comprende la unidad de tratamiento y los servicios asociados. Un gasoducto de 10” comunica a la macolla S1 con CPF con una longitud de aproximadamente 17 Km., y un segundo gasoducto que une CPF con el punto de entrega del gas a PDVSA, la nueva planta de Altagracia (NPA), con una longitud de 24.5 Km. 2.5.4.1 Macolla S1

La macolla S1 (es manejada vía remota desde la planta de tratamiento) tiene 2 pozos y esta diseñada para manejar un flujo de 80MMPCND. 2.5.4.2 Macolla N1

Esta macolla esta localizada adyacente a la CPF y esta diseñada para una capacidad de 80MMPCND con 3 pozos productores. La energía y los servicios requeridos son suplidos directamente desde las instalaciones de CPF. 2.5.4.3 Conexión NPA

Estas instalaciones están localizadas cerca de la red existente de PDVSA, a aproximadamente 8 Km. aguas arriba de la estación de compresión ¨Altagracia¨ de PDVSA. Está equipada con un sistema de medición y la electricidad proviene del suplidor local CADAFE. Esta protegida con un venteo frío y los “tie-in” con PDVSA fueron realizados a través de “hot taps” en cada una de los gasoductos de PDVSA (LANA 36” y NURGAS 30”) 2.6

APLICACIÓN

DE

LA

METODOLOGÍA

DE

SELECCIÓN

DE

TECNOLOGÍAS AL CASO DE ESTUDIO, CAMPO YUCAL PLACER En función de los parámetros del gas de alimentación que deben ingresarse para ejecutar la metodología, a continuación se mencionan las características del gas producido en el campo

56

Yucal placer: • Presión 80bar • Temperatura 50C • Contenido de CO2: 14.5% • Volumen de gas alimentado: 135MMPCND Empleando la metodología considerada en el mapa técnico como la programada en la hoja de cálculo (descrita en la sección 3.4.2), resulta que los parámetros de proceso y las características del gas del campo Yucal Placer se ubican en una zona del mapa donde las opciones tecnológicas corresponden con la tecnología de membranas (3 trenes en paralelo) y los procesos de absorción química (soluciones DEA). Dichas tecnologías de endulzamiento plantean una competencia tecnológica entre si, por lo que deben considerarse las referencias económicas establecidas en la sección 3.4.1 para las tecnologías técnicamente preseleccionadas; resultando la tecnología de membranas la que demanda una menor inversión inicial de capital y sin requerimientos de energía para su funcionamiento, ya que la fuerza motriz del proceso de permeación es la presión propia del gas alimentado que permite establecer una importante caída de presión entre el punto de alimentación y la zona donde el gas ácido es permeado. De este modo se seleccionan los tres trenes de membranas (3), que en caso de ser instalados se aprovecharían las instalaciones existentes en el campo Yucal Placer (2 trenes), requiriendo entonces la instalación de sólo un tren adicional y garantizar las características del gas tratado consideradas en el mapa. Es importante destacar que a pesar que las soluciones DEA son descartadas, los costos operativos de estas unidades son menores que los requeridos para las membranas. Debido a que a la unidad de endulzamiento del Campo Yucal Placer debe adicionársele un tren de membranas para cumplir con la solución técnica sugerida en el mapa, resulta conveniente discutir sus características de funcionamiento actual y la problemática operacional asociada, en base a la evaluación de dicha unidad realizado durante el tiempo de ejecución del proyecto de grado.

57

2.6.1 Unidad de Endulzamiento Previo al monitoreo implementado durante el desarrollo del trabajo de grado, el sistema de endulzamiento estaba configurado para ser alimentado de dos fuentes: •

Torre de deshidratación por TEG 80%.

•

Separador de Agua Libre.

El gas proveniente de estos equipos se enviaba posteriormente en un sistema de pretratamiento (filtros y calentador) para finalmente ingresar a los trenes de separación (membranas) de endulzamiento como se muestra en la figura.

FASE INICIAL FLARE

SEPARADOR DE AGUA LIBRE

POZOS PLA(19-20-22)

PRE-TRATAMIENTO

N1 AIR COOLER

S1

FILTRO COALESCENTE

SLUG CATCHER

WATER FLASH DRUM

FILTRO POLISHING

AIR COOLER

CONTACTORA

PLA(13-21)

PROCESO ENDULZAMIENTO

CARBON ACTIVADO

Calentador

60% CO2 40% CH4

MEMBRANAS

PATIN 0860

NPA

PATIN 0870

By-pass arranque

Figura N° 2.6. Diagrama inicial de proceso de la unidad de Membranas La torre de deshidratación tiene una capacidad nominal de manejo de flujo de 100MMPCND y el separador de agua libre de 35MMPCND, que totalizan 135MMPCND de flujo de gas a ser tratado. La unidad de endulzamiento presenta la siguiente configuración: • 1 tren de pre-tratamiento de 4,2m x 9,1m x 4,9m contentivo de un filtro coalescente con volumen de 1,45 m3, Filtro de carbón activado con volumen de 8,0 m3 y Filtro pulidor con volumen de 1,38 m3 • 1 tren de 3m x 1,0m x 3,65m contentivo de un calentador de gas con una carga térmica de 1,87 MW

58

• 2 trenes de membranas de igual configuración: 6 bancos de 4 tubos en cada tren. A su vez, en cada tubo hay 8 elementos de membranas, lo que totaliza 48 tubos y 384 elementos de membranas. Cada tren tiene las siguientes dimensiones: 3,0m x 12,1m x 3,65m. El volumen total de los tubos es: 20,12 m3. • Un separador de agua libre con un volumen de 1,5 m3, para el manejo de un caudal estimado de líquidos de 400 lt/h Un mechurrio con una estaca de 10 m de altura y 16” de diámetro para el manejo del gas de cola, diseñado para un flujo de gas de 20,42MMPCND con una concentración de H2S de 80ppm, si bien las condiciones normales de operación deberían ser levemente inferiores a estos valores.

Figura N° 2.7 Unidad de “endulzamiento” por Membranas actualmente en operación La unidad de endulzamiento ha sido diseñada según las siguientes características: •

Máxima Alimentación: 135MMPCND

•

Flujo Exportación: 118MMPCND

•

Flujo Permeado: 17MMPCND

•

Composición de CO2 en la alimentación: 14,5% molar

•

Composición CO2 en gas de exportación: = 8,5% molar

59

•

Composición H2S en la alimentación: 19ppm molar

•

Composición H2S en gas de exportación: = 12ppm molar

•

Composición H2O en gas de exportación: = 7,0 lb/MMPCN

Para alcanzar las especificaciones en el gas tratado según la norma COVENIM, el fabricante de las membranas instaladas en el campo Yucal Placer (GRACE-Kvaerner), indica que la máxima concentración de CO2 y H2S en la alimentación no deben superar los valores de 15,1% y 22ppm respectivamente. Para esta configuración, GRACE pronosticaba pérdidas de hidrocarburos en el sistema de 5,5%, mas las condiciones actuales de operación, indican que el contenido de CO2 en el gas alimentado de 14,77% y 19ppm de H2S con pérdidas de hidrocarburos cercanas al 8,5%. En general el sistema de endulzamiento está concebido para distribuir el flujo alimentado en partes iguales a través de los trenes de membranas, es decir, cada uno procesa el 50% del flujo alimentado. La capacidad máxima de manejo de gas por tren es de 65MMPCND, hasta un máximo de 70MMPCND para obtener gas dentro de las especificaciones. El gas que alimenta el sistema de membranas se encuentra saturado a 40°C, es por ello la necesidad de sobrecalentarlo hasta 55°C y evitar de este modo la condensación de agua en las membranas. Para ello se dispone de un calentador el cual permite establecer un diferencial de temperatura entre el gas que entra y el que sale del calentador (1-H0850) de aproximadamente 15°C. Para una operación adecuada, la temperatura de salida del calentador no deberá exceder los 75°C (entre la salida del calentador y la alimentación de las membranas se estima una reducción de temperatura de 3°C). Está comprobado que la permeabilidad de la membrana varia proporcionalmente a incrementos de temperatura; esto significa que a mayor temperatura, mayor la cantidad de CO2 y H2S se separará del gas a exportar; de este modo hay que considerar adecuadamente este comportamiento, debido a que incrementos de la permeabilidad implica también aumentos en las pérdidas de hidrocarburos. Cada vez que ocurra una parada no programada, el gas contenido dentro de las membranas llegará a un valor de presión de 3,45barg el cual es el mínimo requerido para garantizar una presión de permeado de 1barg justo aguas debajo de las membranas y asegurar de esta forma el flujo de esta corriente hacia el mechurrio.

60

Desde su arranque a mediados de diciembre de 2004, las membranas fueron perdiendo eficiencia en su funcionamiento, observándose un incremento continuo en el contenido de CO2 en el gas de exportación, fenómeno recurrente en ambos trenes. En vista de que no era posible manipular ninguna variable que permitiese lograr una estabilización del CO2 dentro de la norma COVENIN a la salida del sistema, se decidió intervenir el sistema el 15 de enero de 2005. Durante esta parada de planta, se abrieron los filtros, y se extrajeron los elementos membranas, encontrándose contaminados con Trietilenglicol, todos los cartuchos de filtros y membranas; además de observarse daños mecánicos evidenciados con la deformación de las láminas internas de las membranas que favoreció progresivamente a la notable pérdida de eficiencia del sistema. Posteriormente, al analizar los componentes adheridos a las membranas dañadas se pudo comprobar que el arrastre de líquidos y en particular del Trietilenglicol utilizado en la deshidratación del gas, fue la principal causa del problema de pérdidas de eficiencia del sistema. Es importante recordar que la presencia de líquidos e hidrocarburos pesados degradan la capacidad selectiva de remoción de las membranas. Asimismo, se determino, que los filtros del sistema de pre-tratamiento no estaban en capacidad de retener los líquidos arrastrados por el gas desde la torre de deshidratación aguas arriba. Por otra parte, las rápidas despresurizaciones ocurridas durante cada uno de las paradas programadas o no, resultaron responsables de los desplazamientos de las láminas internas de las membranas y por ende pérdida en la selectividad de las mismas.

Figura N° 2.8 Membrana contaminada por el arrastre de líquidos

61

Figura N° 2.9 Láminas internas de membranas deformadas Por estas razones, se decidió aislar la torre de deshidratación y alimentar la unidad de membranas únicamente con gas procedente del separador de agua libre. Igualmente se procedió a cambiar todos los elementos de membranas y se coloco nuevamente el sistema en funcionamiento. Lo anterior genero resultados satisfactorios en cuanto a la composición del gas de exportación, pero con una importante limitación en flujo. A los fines de incrementar los volúmenes de exportación, se propuso el esquema de operación llamado “corte profundo”. 2.6.2 Esquema de operación “Corte Profundo” La solución implementada el 04 de marzo de 2005 para el incremento del flujo de exportación en el corto plazo, consistió en separar las descargas de gas de la torre de deshidratación y el separador de agua libre; para ello se colocó la descarga de la torre aguas abajo del paquete de membranas, a los fines de que éste último sólo fuese alimentado por la descarga del separador de agua libre. Las bases de la operación son las siguientes: •

Tratamiento de 55MMPCND gas en la unidad de membranas para una descarga entre 4% a 5% de CO1. La descarga será de alrededor de 45 a 50 MMPCND.

•

Mezcla del gas de descarga de la membranas con la descarga de la deshidratación para lograr un volumen de venta en el orden de 100MMPCND con una concentración de CO2 de 10% molar.

62

Las principales limitaciones del esquema son: •

El flujo mínimo a través de la deshidratación: 30MMPCND.

Se incrementan las pérdidas de hidrocarburos (aproximadamente un 8% del volumen total). Esto pudiera minimizarse con el incremento del CO2 de alimentación. FASE DEEP-CUT PROCESO ENDULZAMIENTO ENDULZAMIENTO

SEPARADOR DE AGUA LIBRE

PRE-TRATAMIENTO

POZOS

FILTRO COALESCENTE

FILTRO POLISHING

PLA(19-20-22)

FLARE

MEMBRANAS

PATIN 0860

N1 PLA(13-21)

S1

AIR COOLER

SLUG CATCHER

CARBON ACTIVADO

AIR COOLER

PATIN 0870

NPA CONTACTORA

WATER FLASH DRUM

By-pass arranque Calentador

BY-PASS

Figura N° 2.10 Esquema de la planta con el Corte Profundo Sin embargo, esta solución a corto plazo no resolvió el problema en su totalidad, pues el flujo de gas endulzado continuaba limitado por una alimentación de 55MMPCND, cuando el sistema de membranas tiene una capacidad de manejo de flujo de 135MMPCND. Al contrario el gas quemado, si se ha mantenido bajo las premisas de diseño de la planta que indican un volumen inferior a 15 MMPCND. Es importante mencionar los resultados del monitoreo de la unidad de endulzamiento analizados en el trabajo de grado, corresponden a la modalidad operativa “corte profundo”. A pesar de ello se describirán las condiciones actuales de operación, que debido a su reciente implementación y sin haber alcanzado una condición de operación estable coinciden con el final del trabajo de grado impidiendo su inclusión en las discusiones. 2.6.3 Condición actual de operación En la actualidad ambas unidades de deshidratación han sido colocadas fuera de servicio

63

(pero en respaldo); esto implica que la totalidad del gas proveniente de los pozos es deshidratado por un separador instalado de mayor capacidad hidráulica llamado “Membrane Feed Scruber” (1-V0190). A su llegada a CPF, el gas proveniente de las plataformas S1 y N1 se recibe en el “Slug Catcher” (1-V0110) con capacidad para 10m3, el cual trabaja a 94barg y 77°C, logrando separar el agua condensada que provienen de los pozos. El ¨ Slug Catcher ¨ es un equipo tipo dedos con cuatro ramas, cada una de 20” diámetro y 25m de largo. La corriente de gas sale por el tope y es enviada al enfriador (1-A 0120) para disminuir su temperatura en aproximadamente en 36°C durante la noche y 41°C en el día, con el fin de condensar la mayor cantidad de agua posible y alcanzar una temperatura óptima a la entrada de la deshidratación. Este enfriador tiene una carga térmica estimada de 7MW y está diseñado en acero inoxidable. Seguidamente y para efectos de secado, el gas pasa a un separador de alta eficiencia “Membrane Feed Scruber” (1-V0190) que reduce la humedad del gas desde aproximadamente 300lb/MMPCN hasta 7lb/MMPCN. Dicho equipo posee un separador interno integrado, que sirve como depurador de los líquidos condensados en el enfriador aguas arriba. Posteriormente y previo a ser endulzado, el gas entrará en las unidades de pretratamiento en donde inicialmente ingresa a un filtro coalescente para eliminar partículas en aerosol, luego pasa por un calentador para elevar su temperatura por encima del punto de saturación de líquidos y así evitar la presencia de condensados o agua líquida que puedan dañar el funcionamiento de las membranas aguas abajo. Seguidamente, el gas es conducido por un filtro de carbón activado que permite eliminar partículas de hidrocarburos pesados por medio de la adsorción. El pre-tratamiento finaliza cuando se conduce el gas a través de un tercer filtro que sirve como una protección para gotas de líquido. Una vez que el gas ha sido pretratado es entonces enviado a las unidades de membranas, donde ocurre el endulzamiento deseado, dando lugar a las corrientes de gas ácido permeado y gas tratado. El “Membrane Feed Scruber” presenta las siguientes características: •

Recipiente con dos secciones: “scrubber” y coalescente, malla tipo “Wire mesh” entre las dos secciones

64

•

Diámetro Interno (para ambas secciones): 2500mm. Altura de la sección scrubber: 3650mm

•

Altura total: 5486mm. Número de elementos en la sección coalescente: 49 unidades

•

Separador debe remover 99.99 % de gotas de líquido superiores a los 3 micrones

•

Boquillas de entrada y salida del separador deben ser de 16”

El drenaje del recipiente se realiza en forma manual, y para garantizar operaciones seguras se disponen de medidores e indicadores de nivel de líquido que facilitan su intervención oportuna. El “scrubber” posee válvulas automáticas para el control de los líquidos separados, lo cual garantiza una protección o disminución del impacto de dichos líquidos en los equipos aguas abajo (filtro coalescente, trenes de membranas, etc.); no requiriéndose de dispositivos similares adicionales. FASE SCRUBBER

SEPARADOR DE AGUA LIBRE

FLARE

PROCESO ENDULZAMIENTO

POZOS PLA(19-20-22)

N1 PLA(13-21)

S1

AIR COOLER

SLUG CATCHER

SEPARADOR DE LIQUIDOS MEMBRANA

PRE-TRATAMIENTO FILTRO COALESCENTE

FILTRO POLISHING

AIR COOLER

WATER FLASH DRUM

CONTACTORA

CARBON ACTIVADO

Calentador

MEMBRANAS

PATIN 0860

NPA

PATIN 0870

By-pass arranque

Figura N° 2.11 Esquema de la planta de YPERGAS con el ¨Membrane Feed Scrubber¨ La instalación de este separador se efectuó en el primer semestre del año 2006, lográndose incrementar la producción hasta 100MMPCND en la entrega a PDVSA, considerando una producción en cabeza de pozo de 125MMPCND y 18MMPCND quemados en el mechurrio. En los casos donde este equipo se encuentre fuera de servicio (mantenimiento, etc.) se utilizarán los equipos de respaldo y se implementara la filosofía de operación “corte profundo”.

65

2.7

ANÁLISIS GENERAL DE LA EVALUACIÓN DE LA UNIDAD DE

ENDULZAMIENTO DE MEMBRANAS INSTALADA EN EL CAMPO YUCAL PLACER El comportamiento de la unidad de membranas en el último año ha demostrado la sensibilidad de las mismas a las condiciones de operación y las características del gas producido en el campo. El alto costo operativo que se genera en las labores de reemplazo de los elementos de membrana contaminados y las pérdidas potenciales en las ventas debido a las paradas de planta para remplazar los elementos de membranas, adicional a las variaciones en el precio del gas, generan preocupación sobre la efectividad técnica del sistema y su rentabilidad. El autor implemento un monitoreo de dicha unidad de endulzamiento, con la intención de diagnosticar su funcionamiento y señalar las posibles optimizaciones del sistema que permitan completar el período de explotación del campo establecido en la licencia otorgada. Una vez arrancada la unidad de endulzamiento, dificultades operacionales forzaron la implantación del esquema “Corte Profundo”, en el cual se coloco la descarga de la deshidratación (contactora TEG) aguas abajo de la unidad de endulzamiento, restringiendo así la alimentación de las membranas en un 40% de su capacidad de diseño (135MMPCND) pues las mismas solo serian alimentadas por un separador de agua libre de 55MMPCND. Era imperativo evitar que la unidad de deshidratación alimentara la unidad de endulzamiento, en vista de que el TEG arrastrado y otros líquidos, al alcanzar la superficie de las membranas favorecen su degradación y la pronta necesidad de reemplazo de los elementos instalados en los trenes de endulzamiento. Posteriormente, para solventar las limitaciones hidráulicas del separador de agua libre se optimizo el funcionamiento de la planta, con la instalación de un separador de mayor eficiencia “Membrane Feed Scrubber” que permite manejar los máximos caudales de alimentación tomados como base de diseño. Adicional

a

los

problemas

previamente

mencionados,

se

determinó

que

las

despresurizaciones (como consecuencia de paradas programadas o no) tienen un impacto directo en la unidad de endulzamiento. Para disminuir la ocurrencia de las mismas se

66

promovieron una serie de acciones preventivas, más sin poder prever cuándo ocurrirán interrupciones futuras. En general, las paradas de plantas fueron inducidas por fallas de alimentación eléctrica, quema de fusibles, fallas de instrumentos, mala manipulación de válvulas, etc. que generan una despresurización inmediata del sistema de membranas, y deterioran la eficiencia de separación; ya que la tasa de despresurización de las membranas es más violenta de lo que el sistema puede soportar (según el fabricante 7bar/min). La siguiente figura, que muestra el perfil de despresurización de las membranas registrado durante un paro programado para cambio de membranas (23/10/2005), confirman lo mencionado. 100

90

80

13,75 bar/min Presión (barg)

70

60

50

40

2,86 bar/min 30

20

0,70 bar/min

0,23 bar/min

0,03 bar/min

10

0 0

4

7

10

Tiempo (min)

15

20

Figura N° 2.12. Perfil de despresurización de los trenes de membranas Para controlar estas rápidas tasas de despresurización luego de un paro en la CPF, la instalación del “Membrane Feed Scrubber” aportó un sistema de válvulas adicionales y nueva lógica de control. Asimismo, y posterior a la ocurrencia de una parada, se debe tener especial cuidado en la presurización y alimentación de gas a las membranas, que también pueden causar daños mecánicos en los elementos de membranas (evidenciados con el desplazamiento de sus láminas internas). Con respecto al potencial de producción de gas, actualmente, el campo dispone de cinco (5) pozos, tres (3) de ellos están ubicados en el bloque Norte del campo Yucal Placer y asociados a la macoya N1; los dos restantes (2) se ubican en el bloque sur y están asociados a la macoya S1 (a 16 Km. de CPF). Dichos pozos

67

alimenta la totalidad del gas procesado en CPF, 120MMPCN en promedio con una concentración de CO2 en la mezcla de gas que varía entre un 12,5% al 16%. Tabla N° 2.11 Distribución de los pozos de las macoyas operadas por YPergas

Macoya

Pozos Existentes

N-1

PLA-19 / PLA-20 / PLA-22

S-1

PLA-13 / PLA-21

2.7.1 Variables del Sistema Sobre el sistema actúan una cierta cantidad de variables que impactan su funcionamiento; entre ellas podemos distinguir los parámetros de procesos (flujo, temperatura, presión y composición) y los factores inducidos (paros de planta, cierre de permeados y aislamiento de bancos). En lo que respecta a los parámetros de procesos, se pueden hacer las siguientes menciones considerando el esquema de operación ¨corte profundo ¨: • Flujo: es un parámetro que ha experimentado poca variación y cuyo valor está condicionado por la capacidad hidráulica del recipiente 1-V0160, mejor conocido como “Separador de Agua Libre”. Se trata de un recipiente con un diámetro interno de 850mm especificado para un caudal de gas de 40 MMPCND. Durante el periodo de estudio, el flujo de gas a través de este equipo osciló entre 55 a 58 MMPCND, lo que supone un incremento del arrastre de agua líquida al operar el equipo (ver Tabla N° 5.13) a un caudal superior respecto a las condiciones de diseño. El objetivo principal de este separador es la retención de los líquidos condensados (previo a la alimentación del gas hacia el sistema de membranas) por un enfriador ubicado aguas arriba del separador. Se trata de un equipo de separación gravitacional estándar, que posee un eliminador de neblina del tipo malla metálica o “wire mesh”, estimado para las condiciones en que se fijó su operación (40MMPCND de gas a 91,7 barg de presión). Dicho diámetro se calcula con la presunción de que todas las partículas de líquidos superiores a los 80

68

micrones caen por gravedad en el fondo del separador, mientras el resto de las partículas debe ser retenidas por la malla metálica, sólo que siempre existirá arrastre, más aún cuando se trata de un dispositivo estándar sin mayor equipamiento tecnológico de avanzada. Temperatura: se trata de un parámetro que incide sobre la selectividad de las membranas, y por ende, sobre las pérdidas de hidrocarburos hacia el mechurrio (principalmente metano); pero a su vez permite evitar la perjudicial condensación de líquidos en los trenes de membranas. La recomendación del fabricante de membranas (GRACE) es precalentar el gas que se alimenta a las membranas al menos 15°C para garantizar su sobrecalentamiento. Luego de diversos análisis cromatográficos extendidos, realizados entre los meses de enero y abril de 2005, se detectó la presencia de hidrocarburos pesados (más de 100ppm de C6+ y superior a 10ppm de BTEX) en el gas proveniente de los pozos productores, la temperatura del gas alimentado a las membranas fue fijada en 60°C (Abril-2005), significando esto un precalentamiento de alrededor de 25°C (el gas que alimenta al calentador ingresa a 35°C), a los fines de mantener una mezcla de gas lo más alejado posible de la envolvente de fase y evitar la posible condensación de hidrocarburos pesados y agua. Comparación en BTEX 500

450

400

350 BTEX (ppm)

•

300 Alim . Pretratamiento Desc. Pretratamiento

250

200

150

100

50

0 1 (19-Abr)

2 (29-Abr)

3 (21-Jul)

4 (31-oct)

Fecha

Figura N° 2.13. Contenido de BTEX en el gas alimentado a las membranas

69

Comparación en C6+ 2500

2000

C6+ (ppm)

1500 Alim. Pretratamiento Desc. Pretratamiento 1000

500

0 1 (19-Abr)

2 (29-Abr)

3 (21-Jul)

4 (31-oct)

Fecha

Figura N° 2.14. Contenido C6+ en el gas alimentado a las membranas Análisis cromatográficos posteriores (entre octubre y diciembre de 2005) han confirmado la ausencia de estos componentes, por lo que el precalentamiento se redujo a 15°C, para mejorar la selectividad del sistema sin riesgos de condensación (a excepción del agua liquida arrastrada por el separador). Salida Pretratamiento Temperatura: 59°C Presión: 87barg Fecha: 21/07/2005

PHASE ENVELOPE PH1 100.0

Punto de Operación ALIM-MEM Critical Point

Pressure, barg

80.0

60.0

40.0

20.0

0 -200.0

-150.0

-100.0

-50.0

0

50.0

Temperature, C

Figura N° 2.15. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Abril 2005

70

Salida Pretratamiento Temperatura: 59°C Presión: 87barg Fecha: 21/07/2005

Punto de Operación

PHASE ENVELOPE PH1 60.0

SALIDA Critical Point

Pressure, barg

48.0

36.0

24.0

12.0

0 -200.0

-160.0

-120.0

-80.0

-40.0

0

Temperature, C

Figura N° 2.16. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas Julio 2005

Salida Pretratamiento Temperatura: 59°C Presión: 86barg Fecha: 31/10/2005

Punto de Operación

PHASE ENVELOPE PH1 60.0

ALIM-MEM Critical Point

Pressure, barg

48.0

36.0

24.0

12.0

0 -175.0

-150.0

-125.0

-100.0

-75.0

-50.0

Temperature, C

Figura N° 2.17. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Octubre 2005 Las envolventes de fases y cromatografías extendidas demuestran que al suprimirse el contenido de C6+ y BTEX del gas de alimentación, y adicionalmente operar en

71

condiciones que se alejan de su punto de condensación (el gas se encuentre en fase de fluido supercrítico), se hace inexistente el impacto que dichos componentes puedan tener sobre los elementos de membranas. A pesar de esto, el gas que se alimenta al sistema de membranas presenta un contenido de vapor de agua aproximado de 45lb/MMPCN, que constituye un componente a ser condensado dentro del sistema. Este riesgo potencial es controlado (durante operación normal) con el sobrecalentamiento de gas y en caso de paradas de plantas no programadas (condiciones transientes) también se ha comprobado la poca factibilidad de condensación, basados en la data recolectada durante una parada programada. Tabla N° 2.12. Puntos de roció del agua en el gas endulzado por las membranas durante una parada programada P r e s ió n (b a rg ) 8 6 3 1 1 1 4 0 ,5 0

T e m p e ra tu ra (°C ) 5 9 5 0 4 9 4 8 4 8 4 2

P u n to d e R o c ío d e a g u a (°C ) 3 4 1 8 -2 -1 0 -3 0 -3 5

Los valores de presión y temperatura registrados durante la parada y los puntos de rocío del agua, calculados para dichos parámetros, muestran claramente la imposibilidad de condensación de líquidos en el sistema. Por lo que el arrastre de líquidos desde el separador de agua libre (al sobrepasar su capacidad hidráulica de operación) sugieren una mayor posibilidad de degradación en la capacidad de endulzamiento de las membranas, para las condiciones actuales de operación. La temperatura actual de alimentación oscila aproximadamente entre 50°C (dia) y 44°C (noche). •

Presión: la presión es la fuerza motriz del proceso de separación. Mientras mayor diferencia de presión exista entre el gas alimentado y el gas permeado, mayor será el flujo del gas separado o permeado. Por otro lado, a presiones más reducidas se favorece el incremento de caudal y la velocidad del gas, por lo que siempre se hace necesario conseguir un punto de equilibrio. Este valor se ha disminuido progresivamente desde el inicio del monitoreo del sistema, para favorecer incrementos de flujo (Julio 2005,

72

85barg); actualmente se registra en 81barg. Más recientemente (Enero de 2006) se había ajustado en 83barg. Con este parámetro se debe tener especial cuidado, ya que al disminuirlo se corre el riesgo de incrementar el arrastre de agua líquida desde el separador 1-V0610 (ver Tabla N° 2.6). Aunque ya se ha comprobado la ausencia de los componentes C6+ y BTEX en el gas alimentado a las membranas, es importante destacar que mientras mayor sea la presión de operación, asimismo se favorece la solubilidad de dichos componentes (en caso de estar presentes en la mezcla), desmejorando el funcionamiento del sistema. Para ello las referencias ofrecidas por el fabricante de membranas (GRACE) muestran lo siguiente: Tabla N° 2.13. Declinación anual de la capacidad de separación de las membranas según GRACE Presión (bar) 35-62 62-79 79-96

C6+ 1000 ppm 400-600 ppm 100-200ppm

BTEX < 100 ppm < 50 ppm < 10ppm

Declinación anual 15-20% 20-25% 20-30%

• Composición: este parámetro se ajusta en función de las mezclas de gas que se pueden constituir en CPF de acuerdo los aportes de los cinco pozos productores. Al inicio del monitoreo, las mezclas de gas alimentadas a las membranas oscilaron alrededor de 13% +/- 0,4 de CO2 y alrededor de 18ppm de H2S. Tabla N° 2.14. Evolución de los parámetros de procesos Parámetro

Julio 2005

Enero 2006

Flujo (MMPCND)

55-57

55-57

Temperatura (°C)

60

52

Presión (barg)

85

83

13 ± 0.4

13 ± 0.4

0

0

CO2 Alimentación (%) C6+ y BTEX (ppm)

Por otra parte, los factores inducidos ciertamente tienen un impacto importante sobre el

73

funcionamiento del sistema. Afortunadamente algunos de ellos se pueden controlar y otros pueden prevenirse o evitar. •

Paros de Planta: su ocurrencia se puede evitar por medio de acciones preventivas, pero no se puede prever cuándo ocurrirán. Estos paros están inducidos por fallas en la alimentación eléctrica, instrumentos, quema de fusibles, mala manipulación de válvulas, etc. Cada paro en CPF generan una despresurización inmediata del sistema de membranas. Una vez ocurrido un paro, se debe tener especial cuidado durante la presurización y alimentación de gas a las membranas, a los fines de no causar daños mecánicos en los elementos de permeación. Es importante señalar que las paradas ocurridas en las macoyas que agrupan los pozos productores (N1 ó S1) sólo disminuirán el caudal alimentado a las membranas pero no inducirán a la despresurización del sistema. En este caso, y una vez solucionada la situación de parada en la macoya afectada, se debe reincorporar el caudal de los pozos a la alimentación de la unidad de endulzamiento, a tasas de flujo controladas (1MMPCN/min.) ya que los incrementos de caudal son inversamente proporcional a la capacidad de separación del sistema. A partir del mes de julio-2005 (inicio del monitoreo) y hasta antes del inicio de la fase ¨scrubber¨ se registraron por lo menos 20 paradas de planta programadas y no programadas que incidieron en un mejor funcionamiento de la unidad de endulzamiento.

•

Aislamiento de Bancos y Cierre de Permeados: aislar bancos o cerrar válvulas de permeados obedecen a la intención de limitar o disminuir las pérdidas de hidrocarburos en el mechurrio (el efecto es equivalente a reducir del área disponible para la separación). Esta es una operación característica cuando recién se colocan en servicio nuevos elementos de membranas, pues existe una tendencia de separación “excesiva” de CO1. También es válida la disminución de la superficie de separación cuando se restringen los caudales de entrega (bien sea por solicitud del cliente o por operaciones propias). Estas acciones controladas (durante el monitoreo promediaron unas 20 en conjunto) también incidieron en el porcentaje de separación de las membranas. Las pérdidas de hidrocarburos (%volumen) se define como la concentración de C1 y C2

74

presentes en el flujo de gas permeado con respecto a la concentración de dichos componentes en el flujo de gas de alimentación 2.7.2 Funcionamiento General del Sistema El funcionamiento general de la unidad de endulzamiento se asocia con el porcentaje de CO2 separado de la mezcla alimentada, el cual se define como el cociente entre la concentración de CO2 en la corriente de gas tratado y la concentración de CO2 en la corriente de gas de alimentación, expresado en porcentaje. La figura N 3.18, ilustra el funcionamiento del sistema (para el esquema de operación ¨corte profundo ¨) y las variables que lo han impactado. A los fines de indicarse los cambios ocurridos en las variables operacionales del sistema así como los factores inducidos en el funcionamiento de la unidad de endulzamiento (círculos sobre la curva verde), se han establecido las siguientes identificaciones: •

Círculos de color Carne (cierre o aperturas de bancos)

•

Círculos de color Rojo (paradas no programadas y programadas)

•

Círculos de color Marrón (cambios en el flujo de alimentación del sistema)

•

Círculos de color Amarillo (Reemplazo de los elementos de membranas)

•

Círculos de color Azul (apertura o cierres de permeados)

•

Círculos de color Violeta (cambios en la temperatura del gas alimentado al sistema)

•

Círculos de color Verde (cambios en la presión del gas alimentado al sistema).

75

Figura N° 2.18. Separación de CO2 por los trenes de membranas Las curvas presentadas en la Figura N° 2.18 muestran los comportamientos de las permeabilidades normalizadas del metano (curva marrón) y CO2 (curva violeta), así como la selectividad de la unidad de endulzamiento (curva naranja) y su capacidad de separación de CO2 (curva verde). Es importante señalar, que aun cuando los trenes de membranas reducen simultáneamente el contenido de H2S (ppm), la separación de CO2 resulta más crítica; es por ello que se haya seleccionado su curva de comportamiento para establecer las bases del análisis del funcionamiento de la unidad de endulzamiento. Durante el periodo de monitoreo se observan tres etapas con comportamientos bien acentuados: La primera (puesta en servicio de nuevos elementos de membranas), describe una rápida declinación durante los primeros 20 días posterior al arranque de operaciones. Seguidamente, se inicia un período de estabilización relativa, prolongado por los 2,5 meses siguientes. Y finalmente se hace presente un tercer período de 6 meses, caracterizado por la degradación lenta y progresiva en la capacidad de separación del sistema. Es importante indicar, que los picos

76

más pronunciados de la curva (inicio, intermedio y final del monitoreo) corresponden a los cambios de elementos de membranas ejecutados sobre algún tren o banco del sistema. Al analizar con más detalle el primer intervalo (rápida declinación inicial), se corresponde con el comportamiento normal y esperado de las membranas, al operar con nuevos elementos de separación. Dicha etapa no debe considerarse en el análisis, puesto que el sistema se encuentra estabilizándose a las condiciones de operación. De este modo, queda claro que el período realmente representativo corresponde con corta la etapa de estabilización (la cual es relativa debido a los efectos de los continuos factores inducidos) que se prolonga por dos meses luego del intervalo inicial. El período final (degradación progresiva), no es representativo del comportamiento esperado por el sistema, ya que una vez reiniciado el mismo con nuevos elementos de membranas se observa la declinación rápida prevista, pero en ningún momento se alcanza la estabilización del sistema; esto efectos pudieran atribuirse: •

Posible arrastre de agua líquida desde el separador de agua (subdimensionado para el esquema de operación en servicio de 55MMPCND)

•

Aparentes fuertes tasas de despresurización por la línea de permeado, cada vez que ocurre un paro no programado en la CPF

•

Súbitos decrecimientos e incrementos de flujo luego de un paro no programado en la localización S1.

Todos estos fenómenos, se prevén sean corregidos con el nuevo separador de alta eficiencia ¨membrane feed scrubber¨ actualmente en servicio, la inclusión de válvulas para un mejor control de las tasas de despresurización y las consignas operativas implementadas en la planta, para la incorporación (dosificada) de caudales desde los pozos una vez superada una parada. Analizando entonces la etapa de estabilización del sistema, se observa en la Figura que las permeabilidades normalizadas del CO2 y metano en dicho periodo, son 0,8 y 0,9 respectivamente. Por su parte, el porcentaje de separación de CO2 se ubica alrededor del 70%. Asimismo, la curva ¨verde¨ muestra que el cierre de válvulas de permeados (en todos los casos) disminuyen la capacidad de separación de CO2, lo cual es normal ya que se esta

77

reduciendo la superficie de separación para limitar las pérdidas de hidrocarburos. En lo que respecta a la reducción de la temperatura de operación (25nov-2005), resulta difícil evaluar su impacto a mediano y largo plazo, pues al poco tiempo de ajustarse este parámetro, ocurrieron eventos asociados con factores inducidos y cambios de elementos de membranas, que distorsionan sus efectos e imposibilitan apreciar con claridad el impacto esperado en el sistema (incrementos de la selectividad con disminución de temperatura). Pero resulta cierto, que inmediatamente a la reducción de temperatura se registro un incremento leve en la selectividad e igual disminución en las pérdidas de hidrocarburos, según puede apreciarse en la Figura N° 2.20. Adicionalmente, se destaca que operar a una menor temperatura beneficia mecánicamente al material de membranas, al exponerlo a una condición operacional menos extrema. Para calcular las pérdidas de hidrocarburos se toman dos (2) volúmenes de control, mostrados en la figura N° 2.19; en uno de ellos se consideran los flujos totales de gas (incluyendo los manejados por la torre TEG) y en el último sólo contemplan los flujos de gas asociado con los trenes de membranas. Gas Permeado Volumen de control total

Volumen de control Membranas

Gas a venta Gas Tratado Gas de Alimentación

Gas Deshidratado con TEG

Figura N° 2.19. Volúmenes de control estudiados para determinar pérdidas de gas e hidrocarburos La data mostrada en la Figura N° 2.20 con respecto a las pérdidas de hidrocarburos y gas en ambos volúmenes de control, es resumida en las siguientes tablas:

78

Tabla N° 2.15. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas Volumen de control Membranas Parámetro

Fase Inicial

Estabilización

Degradación

Pérdidas hidrocarburos (%)

25-21

20-18

17-14

Pérdidas de gas (%)

35-32

30-28

24-22

Tabla N° 2.16. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas globales Volumen de control TOTAL Parámetro

Fase Inicial

Estabilización

Degradación

Pérdidas hidrocarburos (%)

15-13

12-10

Pérdidas de gas (%)

12-10

8

Las diferencias registradas entre los volúmenes de control en estudio, muestran que para el caso donde se contabilizan las pérdidas globales los valores son menores con respecto al otro volumen de control, debido a que no existe transferencia de masa de los hidrocarburos que pasan a través de la torre TEG y posteriormente se unen con el gas tratado por membranas. En otras palabras, el hecho de no alimentar la totalidad del gas a través de las membranas impedirá a su vez que cantidades adicionales de gas con contenido importante de hidrocarburos (metano principalmente) sean permeadas y quemadas en el mechurrio.

79

Pérdidas de Gas e Hidrocraburos - Trenes (0860 + 0870) 60

84 80

Reducción CO2 (%)

Pérdidas de HC General (%)

Pérdidas de HC M embranas (%)

Pérdidas de Gas M embranas (%)

76 Pérdidas de Gas General (%)

72

50

68 64 40

56 52 48 44

30

40 36 32 20

28 24 20 16

10

12 8 4

0

0

Fecha

Figura N° 2.20. Pérdidas de gas e hidrocarburos por los trenes de membranas %CO2 - Trenes (0860 + 0870) 84

Reducción CO2 (%)

%CO2 Aliment .

80

%CO2 NPA

CO2 (%) Permeado

76

%CO2 Tratado M embranas

72 68 64 60

Valor de Propiedad

Valor de Propiedad

60

56 52 48 44 40 36 32 28 24 20 16 12 8 4 0

Fecha

Figura N° 2.21. %CO2 en los puntos críticos del proceso

80

% H2S - Trenes (0860 + 0870) 84 Reducción CO2 (%)

H2S gas tratado (ppm)

H2S gas Aliment ado (ppm)

H2S gas Permeado (ppm)

80 76 72 68 64

Valor de Propiedad

60 56 52 48 44 40 36 32 28 24 20 16 12 8 4 0

Fecha

Figura N° 2.22. Contenido de H2S (ppm) en los puntos críticos del proceso En lo que respecta a la concentración del CO2 y el H2S en el gas tratado (Figura N° 2.21 y 2.22), se puede apreciar que durante los primeros 20 días (etapa inicial) los valores alcanzan los niveles mas bajos 4.05% y 5ppm (molar) respectivamente, por encontrarse en servicio nuevos elementos de membranas. Luego y durante la etapa de estabilización, estos valores incrementan hasta 6-6.5% y 7.5ppm (molar); para finalmente en el tercer intervalo de la curva degradarse a valores >7% y 8-10ppm (molar). La Tabla N° 2.11 resume los valores citados e incluye el %molar de CO2 y ppm de H2S para el resto de las corrientes monitoreadas.

81

Tabla N° 2.17. Concentraciones de CO2 y H2S en las corrientes de gas monitoreadas Fase Parámetro Inicial

Estabilización

Degradación

Concentración CO2 (%molar)-Gas Tratado

4

6-6.5

>7

Concentración H2S (ppm) -Gas Tratado

5

7.5

10-8

13.6-11.6

13.9-11.7

Concentración CO2 (%molar)-Gas Alimentado 13.6-11.6 Concentración H2S (ppm) -Gas Alimentado

18

17

16

Concentración CO2 (%molar)-Gas Permeado

41

32-36

34

46-52

44-45

42

Concentración H2S (ppm) -Gas Permeado

Flujos- Trenes (0860 + 0870) 200 Reducción CO2 (%)

Aliment .M embranas (M M PCND)

Gas Trat ado (M M PCND)

Permead o ( M M PCND)

80

Valor de Propiedad

76

190 180

72

170

68

160

64

150

60

140

56

130

52

120

48

110

44

100

40

90

36

80

32

Flujos (MMPCND)

84

70

28

60

24

50

20 16

40

12

30

8

20

4

10

0

0

Fecha

Figura N° 2.23. Flujos de gas en los puntos críticos del proceso Concerniente al parámetro presión, se observa que los ajustes realizados entre enero y mayo de 2006 (en todos se redujo la presión) y que promediaron los 3barg, se ejecutaron a los fines de incrementar el caudal de venta. Esto se logra ante la posibilidad de producir los pozos a tasas de flujos mayores, al reducirse la presión; efecto que se aprecia de forma casi

82

inmediata en la Figura N° 2.23 para las fechas referidas. El beneficio adicional al incremento de potencial de flujo de gas, es que la tasa inicial de despresurización de las membranas se reduciría a valores más aceptables, pues el fabricante sugiere que menores presiones de la mezcla de gas alimentado prolongan la vida útil de las membranas, al someterlas a esfuerzos menores. Sin embargo, merma el porcentaje de separación del sistema, debido a que menos potencial (? p) para el fenómeno de difusión-solución es disponible. Otro factor a considerar y que impacta negativamente al sistema de membranas, esta referido con el arrastre de líquidos. Una vez evidenciada la ausencia de hidrocarburos en el gas, de acuerdo con las cromatografías extendidas que se efectuaron entre julio y diciembre de 2005 (Figuras 2.15 a la 2.17), se descarta cualquier posibilidad de arrastre de dichos componentes; sin embargo, lo que si parece evidente es el arrastre de líquidos (en este caso agua) a través del separador de agua libre (1-V0160). Al incrementar el caudal de gas por encima de los valores de diseño del separador y operar a una presión más baja se incrementa a su vez el arrastre de agua líquida; tal como es el caso de la fase ¨corte profundo¨ con 55 MMPCND a 89bar. Desafortunadamente con los equipos de medición instalados en la planta, la cantidad de agua arrastrada no puede cuantificarse, lo que impide establecer algún tipo de monitoreo. A pesar de esto, en base a algunos cálculos se estimo el orden de magnitud de las cantidades de agua que se pudieran estar arrastrando y como incrementarían las mismas a distintas condiciones de operación. Tabla N° 2.18. Arrastre de agua líquida a 89barg Caudal (MMPCND) 40 55

Diámetro Teórico (mm) 830 980

Arrastre a D = 850mm (lt/d) 14,8 28,15

Tabla N° 2.19. Arrastre de agua líquida a 87barg Caudal (MMPCND) 40 55

Diámetro Teórico (mm) 830 980

Arrastre a D = 850mm (lt/d) 14,62 28,05

Los cálculos teóricos presentados son basados en PRODEM sección XVII y consideran los

83

dos valores de presión manejados sobre el equipo mientras estuvo en operación (89barg y 87barg). Los mismos muestran que la acción de incrementar el flujo de gas a través del separador tiene una incidencia general sobre el riesgo de arrastre de líquidos; mas la variación de presión en si muestran un impacto menor. El arrastre total de agua líquida se puede calcular considerando una eficiencia estándar de la malla metálica “wire mesh” del separador de 0.1lb/MMPCND. Al verificar los equipos aguas abajo del separador 1-V0160 y aguas arriba de la unidad de membranas, no se encontró líquidos, lo que sugiere que los mismos fueron arrastrados hasta los trenes de endulzamiento. Por ejemplo si se analiza con más detalles el equipo Filtro coalescente 1-F0820 (ubicado justo aguas abajo del separador 1-V0160), se observa que dicho recipiente tiene una capacidad hidráulica insuficiente para los caudales de gas manejados (55 MMPCND); y sólo cumpliría funciones de retención de líquidos si el caudal alimentado fuese de 30MMPCND. Ahora bien, aguas abajo del filtro coalescente se encuentra el calentador 1-H0850 que se encarga de sobrecalentar al gas entre 15 a 17°C. Este sobrecalentamiento debería influir para llevar a la fase vapor al menos parte de los aerosoles de agua líquida que el gas arrastra en el sistema. Lo mismo se podría esperar de los elementos de coalescencia presentes en los filtros 1-F0830 y 1-F0840 ubicados aguas abajo del calentador. El volumen de agua arrastrada se encuentra físicamente en forma de gotas dispersas en el gas, y no se trata de un verdadero flujo bifásico. En estas condiciones es muy difícil predecir qué ocurre con esas gotas, ya que una parte se puede evaporar en el calentador, otra parte será retenida en los cartuchos de coalescencia de los filtros 1-F0830 y 1-F0840, y el resto no retenido, podría ser perjudicialmente arrastrado hasta las membranas. Se requiere entonces de un estudio detallado que permita, entre otras cosas, lograr conocer la dispersión de las gotas y su comportamiento en el sistema. Durante el cambio de membranas de octubre 2005 se observó que los elementos retirados del sistema aparecían con signos de encogimiento, que según el fabricante son evidencia de que agua líquida esta llegando al sistema de membranas, degradando su funcionalidad.

84

2.8

COLOFÓN

La intención de describir en la sección 2.7 los resultados del monitoreo de la unidad de membranas (2 trenes en paralelo) instalada en el campo Yucal placer, se corresponde con clarificar las implicaciones operacionales de esta tecnología, que aun con sus bondades modulares y cierta flexibilidad operacional al adaptarse a cambios en el contenido de los componentes no hidrocarburos en las mezcla de gas alimentada (por ejemplo, por incorporar al producción nuevos pozos perforados); muestra inestabilidades importantes que pueden condicionar su operación a largo plazo. Un parámetro que causa importante degradación en los elementos de membranas, es la precedencia de hidrocarburos pesado líquidos (TEG y C6+) así como algunos solventes químicos empleados en trabajos de reacondicionamiento y rehabilitación de los pozos productores (BTEX, etc); que en niveles significativos cubren lentamente la superficie de las membranas, disminuyendo así las tasas de gas ácido permeado. El histórico de los trenes de membranas del campo Yucal Placer, demostró que en ningún momento, una vez presentes estos agentes degradantes en el gas de alimentación, los elementos de membranas mostraron capacidad de endulzamiento, ni siquiera a bajos caudales de alimentación. Solo cuando se suprimió el contenido de TEG (esquema de operación ¨corte profundo¨) y la presencia de BTEX y C6+ de la corriente de gas que ingresaba a las membranas las mismas pudieron operar bajo situaciones relativamente estables, a no ser por la influencia de factores inducidos (paradas de planta programadas y no programadas) con importante frecuencia de ocurrencia. De este modo, el criterio particular del autor sugiere que la tecnología de membrana sea descartada en casos donde se sospeche o compruebe la presencia de los agentes contaminantes mencionados, así sea a largo plazo. Como alternativa, podrá instalarse un sistema de pretratamiento más riguroso como el descrito en el apéndice A (pretratamiento UOP). Asimismo, otro aspecto a considerar con la tecnología de membranas se relaciona con la calidad del sistema de pretratamiento del gas que alimentara a los trenes de endulzamiento; pues resulta de importancia vital para el éxito y estabilidad de la tecnología. El pretratamiento instalado debe retirar los compuestos degradantes y evitar simultáneamente la formación de líquidos dentro de las membranas dados por el efecto Joule-Thomson y el rápido permeado del CO2 y los hidrocarburos más livianos que incrementa el punto de

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condensación del gas, haciéndolo más pesado. Esta situación es prevenida alcanzando un punto de condensación predeterminado al calentar el gas y proporcionar un margen seguro de sobrecalentamiento, antes de su entrada al sistema de membranas. Por otra parte el calentamiento necesario para evitar la condensación de líquidos en el interior de la membranas es garantizada con el calentador instalado, sin embargo, este equipo resulta critico en primer lugar por operar a condiciones cercanas a sus limites de diseño (135MMPCND) y no permitir márgenes de maniobra en caso de requerir la incorporación de volúmenes adicionales de gas (aproximadamente 300MMPCND); tal como esta previsto por YPergas.S.A, con la perforación de nuevos pozos productores de gas para el desarrollo del campo. En segundo lugar, aun cuando no se incremente el actual caudal de operación, el calentador no cuenta con un equipo de respaldo en caso de que se requiera colocarlo fuera de servicio para mantenimiento preventivo o correctivo. En ese caso la única solución sugiere el paro de la planta hasta resolver la problemática que pueda presentarse con el calentador. Es bien clave, poder manejar un rango de respaldo para el incremento de la temperatura actual de operación, ya que mayores temperaturas del gas de alimentación aumentan la permeabilidad del CO2 a través de las membranas, aunque reducen su selectividad con mayores pérdidas de hidrocarburos asociadas (al incrementarse también pero en menor proporción la permeabilidad del metano). Es evidente que las características de la unidad de endulzamiento actualmente en uso no garantizan las especificaciones del gas tratado para los volúmenes de diseño y las condiciones del gas tratado impuestas en el trabajo de grado, a menos que el contenido de CO2 alimentado al sistema sea menor (en función del mapa entre 9-12%). Esto se respalda al observar que el gas alimentado a los dos (2) trenes de membranas del campo Yucal Placer presenta un contenido de CO2 cercano al 15%, y para que el sistema pueda ofrecer gas dentro de las especificaciones de venta COVENIM, se manejan volúmenes de gas menores a los de diseño través de las membranas (aproximadamente 100MMPCND Vs. 135MMPCND de diseño). En caso de implementarse un tercer tren de membranas (de fácil instalación por la naturaleza modular de la tecnología), tal como sugiere el mapa de selección, se deberán determinar las características adecuadas del sistema de pretratamiento, asociadas con las dimensiones de los filtros, para garantizar la retención de

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líquidos y evitar su arrastre hacia los trenes de endulzamiento con la perjudicial degradación de la capacidad de separación. Por otra parte, los tres (3) trenes de membranas incrementaran el área de membranas para el endulzamiento, dadas las condiciones de separación del caso, lo que permitirá manejar el contenido de CO2 actual al caudal de diseño del sistema (135MMPCND). A pesar de su inestabilidad operacional (sobre todo ante la presencia de líquidos), un aspecto a favor de las membranas es la simplicidad de su funcionamiento al no presentar piezas móviles ni requerimientos adicionales de energía. Esto hace inexistentes los tiempos muertos o paradas no programadas para la sustitución o reparación de este tipo de elementos. Caso contrario es el presentado con los procesos de absorción, donde los sistemas de compresión y bombeo adicionan complejidad a las operaciones, demandando atención particular sobre estos equipos: que aun cuando no intervienen directamente en el proceso de separación, si de forma indirecta pudiera afectarlo al momento de presentarse fallas en estos equipos. En caso de garantizarse un pretratamiento eficiente para las unidades de membranas, se puede destacar ventajas adicionales de estos sistemas: La instalación modular de la tecnología puede optimizar el espacio disponible, al integrarse diversas operaciones (entre los sistemas de membranas y el pretratratamiento), tales como deshidratación, remoción de CO2 y H2S, control del punto de condensación, y en algunos casos remoción de mercurio; mientras los procesos de absorción requieren de todas estas operaciones pero como procesos separados. Del mismo modo, es importante no descartar los aspectos favorables del proceso de absorción química, que desde el punto de vista económico se asocian, con menores costos de reposición de la amina (en comparación con el reemplazo de los elementos de membranas), por las perdidas que se generan durante el proceso de absorción y sus etapas de regeneración. Ahora al considerar la estabilidad operacional de estos sistemas, la misma resulta menos afectada si se compara por ejemplo el hecho de tener presentes hidrocarburos líquidos en la corriente de gas a ser tratado. Asimismo y desde una óptica técnica, el porcentaje de perdidas de los hidrocarburos absorbidos por la solución de amina es muy

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bajo (menor al 1% en todos los casos simulados); dichas soluciones resultan muy beneficiosas por su poca afinidad con los componentes metano y etano, lo que se traduce en un contenido mayor en dichos compuestos, lo cual le asigna al gas tratado un poder calorífico superior y mejores oportunidades de comercialización en función de la cantidad de la energía que puede ser aprovechada. Con respecto a la presión parcial de los componentes ácidos, los procesos de absorción química no basan su capacidad de separación en este parámetro (caso contrario de las membranas) por lo que una eventual disminución de la presión de los yacimientos que son producidos, no incidirán en el proceso de endulzamiento mas allá de la merma en los volúmenes de gas producidos. El proceso de absorción química dependerá solo de las reacciones entre los gases a ser absorbidos y el componente activo en la solución de amina. En el caso de las membranas, presiones menores en el gas de alimentación se traducen a su vez en una menor parcial de los gases ácidos a removerse, disminuyendo la fuerza motriz que hace posible la permeación a través de las membranas. Al hacerse las membranas menos permeables incrementaran los requerimientos de área para las mismas condiciones de proceso. Por otra parte, si consideran las características del gas alimentado previsto por YPergas.S.A a producir para su fase de desarrollo (20% molar CO2 y 300MMPCND aproximadamente), la metodología de selección establece la competencia técnica entre soluciones DEA como aplicación individual o en configuraciones híbridas con un solvente físico, para garantizar las especificaciones de venta impuestas.

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CAPÍTULO 3 - MARCO

ORGANIZACIONAL

CAPÍTULO III CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES

3.1

CONCLUSIONES

3.1.1 Conclusiones Generales 1. El mapa de selección de tecnologías de endulzamiento aporta referencias técnicas que orientan al diseñador de estos sistemas, sobre la conveniencia de aplicar una tecnología especifica para condiciones de operación dadas (flujo volumétrico de gas en MMPCND y %molar CO2, presión y temperatura de operación). 2. La absorción química con soluciones de DEA muestran una mayor aplicabilidad en el rango de las consideraciones de base para las simulaciones, en comparación al resto de las tecnologías de remoción simultanea estudiadas (%molar CO2 y H2S ppm). 3. En las áreas del mapa de selección donde las soluciones DEA enfrentan competencias técnicas con la tecnología de membranas, se debe considerar la sensibilidad de funcionamiento de esta última para decidir la conveniencia de su aplicación. 4. Los sistemas de membranas tienden a ser sensibles e inestable a mediano y largo plazo ante la presencia de hidrocarburos líquidos pesados (C6+) y agua. 5. Los sistemas de absorción química (soluciones DEA o MDEA) incluidos en el mapa, garantizan mayor estabilidad operacional en los casos donde se presuma o garanticen la presencia de líquidos (agua o hidrocarburos pesados) en la mezcla del gas de alimentación.

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6. Si se requiere separa selectivamente el H2S del gas natural, las soluciones MDEA tiene mejores resultados que las soluciones DEA. 7. Las perdidas de hidrocarburos calculadas para los sistemas de endulzamiento estudiados, son menores en todos los casos donde se emplearon soluciones de aminas, intermedias para la tecnología de membranas y elevadas (>8.75% volumen) para los procesos de absorción física. 8. particularmente entre los procesos de absorción física y química, los primeros requieren torres de absorción de menor tamaño pero las perdidas de hidrocarburos son mayores. 3.1.2 Conclusiones Particulares: Caso de estudio, Campo Yucal Placer 1. La configuración de la unidad de endulzamiento instalada en el campo Yucal placer, no garantiza los requerimientos impuestos para el gas tratado para las condiciones de operación actual. 2. Para satisfacer las condiciones del gas de venta tratado en la unidad de endulzamiento del campo Yucal Placer (135MMPCND), deberá instalarse un tercer tren de membranas (en caso de mantener instalada esta tecnología) y ajustar la capacidad hidráulica del pretratamiento a fin de garantizar condiciones del gas de alimentación adecuadas para los elementos de membranas. La otra alternativa de endulzamiento requerirá de la instalación de una unidad de absorción química (soluciones DEA). 3. Para las condiciones futuras de producción previstas por la empresa YPergas.S.A, para la fase de desarrollo del campo Yucal Placer (300MMPCND y 20%molar CO2 aproximadamente) se requerirá la instalar una unidad de absorción química con soluciones DEA como aplicación individual o combinarla en configuraciones híbridas con un solvente físico, sin considerar la unidad de endulzamiento actual.

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3.2

RECOMENDACIONES 1. Contrastar otras experiencias de endulzamiento del gas natural (en el ámbito nacional e internacional) con la metodología propuesta a fin de validar el mapa técnico propuesto. 2. Realizar simulaciones de los procesos de absorción con otros programas comerciales, teniendo atención en las ecuaciones de estado utilizadas y el método de cálculo para determinar de las constantes de equilibrio. 3. En caso de que no se tenga claro el contenido de hidrocarburos pesados (C6+) previstos para la producción de los pozos, puede implementarse un pretratamiento más riguroso para el gas que alimentara los trenes de membranas o considerar el uso de las soluciones de aminas para el endulzamiento.

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CAPÍTULO 1 -

APENDICE - A

1.1

TECNOLOGÍAS DE ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

1.1.1 Descripción del Proceso de Aminas El esquema de flujo del proceso varía poco, sin importar la solución acuosa de amina que se este utilizando como agente para el endulzamiento. Aunque en algunos casos (en función del tipo de amina que se seleccione), se pueden requerir modificaciones leves para optimizar los procesos y ajustarlos a propósitos específicos. El gas de alimentación que contiene H2S y CO2 previo al ingreso de los equipos de endulzamiento debe pasar a través de un separador llamado “Knock-out Drum”, que elimina líquidos libres (agua, hidrocarburos condensados, etc.) y sólidos arrastrados; y con ello previene la entrada de contaminantes al sistema de aminas. El separador normalmente es un recipiente vertical con filtros de cartuchos, que dispone de una sección antiniebla para prevenir el arrastre de las gotas de liquido que no coalescieron en la sección inferior del separador. El gas que sale de este separador entra al fondo del absorbedor y asciende a través de la columna en contracorriente y en contacto con la solución acuosa de amina (solución pobre en gases ácidos), dando lugar a la reacción química (exotérmica) entre ambas. La amina al absorber los gases contaminantes, incrementa la temperatura del gas tratado (gas dulce) el cual se recupera por el tope de la columna, mientras la solución de amina cargada con los gases absorbidos (solución rica en gases ácidos) sale por el fondo de la columna. La columna de fraccionamiento esta provista con platos (cuyo numero depende del %CO2 a

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remover); los cuales se pueden instrumentar para hacer seguimiento de la presión diferencial a través de los mismos; esto resulta útil pues incrementos bruscos en la presión diferencial (? p entre platos) indican la formación de espuma; mientras incrementos mas leves sugieren contaminación en los platos. La columna cuenta generalmente con visores de nivel en la parte inferior, para detectar el verdadero nivel de fondo donde se produce espuma o capas de aceite. La temperatura de la solución pobre de aminas a la entrada de la torre, es por lo menos 5°C superior a la temperatura del gas de alimentación para evitar la condensación de hidrocarburos, pero asimismo, temperaturas excesivamente superiores darán lugar a una retención de gases contaminantes menos eficiente e incrementarán la condensación de agua. La columna de absorción opera a la presión del gas de alimentación, y no existen limitaciones por alta presión, por lo que la única limitación se relaciona con el espesor de las placas que conforman el cuerpo de la columna (se han observado problemas con espesores cercanos a 150mm). La temperatura del gas de alimentación debe ser suficientemente alta para evitar la congelación de las soluciones de amina. Sin embargo deben evitarse temperaturas muy elevadas ya que se afectaría el funcionamiento de la unidad, si este es el caso, se deberá proveer un enfriador (normalmente se emplea aire o agua como medio de enfriamiento) para el gas de alimentación. El tope del absorbedor puede equiparse con platos adicionales (entre 2 y 4) para implementar una sección de lavado con agua para remover la amina arrastrada con el gas tratado. El agua es inyectada en el plato superior y se retira totalmente en el último plato de la sección de lavado. El gas tratado es manejado por un separador llamado “K.O. Drum” generalmente con filtros tipo cartuchos, para recolectar líquidos arrastrados por el gas, antes de que este ultimo continúe su recorrido aguas abajo. Por otra parte la solución rica que sale de la columna de absorción es generalmente conducida al separador de aminas tipo “Flash” (la presión de la solución cae súbitamente), en el cual se retira el gas disuelto y los hidrocarburos líquidos arrastrados aguas arriba del intercambiador de calor amina/amina. El separador de aminas es un tambor trifásico generalmente horizontal (normalmente se requiere de un sistema de recolección de hidrocarburos líquidos) que debe operarse a la presión mínima posible para una mejor degasificación de la solución. Aproximadamente se utiliza un tiempo de retención de líquidos entre 10 a 20 minutos para garantizar la coalescencia. En este recipiente la presión de operación varía entre 7bar y 15bar y se logra remover una porción

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de los gases ácidos presentes por efectos de la disminución súbita de la presión. La corriente de gas removida es enviada a la corriente de gas combustible de la planta o al sistema de disposición de gas no hidrocarburo. Por su parte, la solución rica que sale del separador de amina pasa a través de un intercambiador de calor amina/amina, el cual sirve para precalentar con solución pobre proveniente de la unidad de regeneración, la solución rica que será enviada a la regeneradora. En el intercambiador (lado del tubo) debe ocurrir una vaporización mínima para prevenir erosión o corrosión debido a la mezcla de flujos. La velocidad de flujo se debe limitar a 1m/s, y de requerirse varios intercambiadores estos deben ser dispuestos verticalmente con la solución rica que entra en la parte inferior del equipo de modo que cualquier gas liberado sea removido durante en el flujo ascendente de la solución de amina. La temperatura de entrada de la solución pobre debe estar entre 110°C a 130°C; mientras la temperatura de salida de la solución rica debe oscilar entre 90°C y 110°C. El intercambiador utilizado puede ser de tipo platos, ya que ofrece áreas de superficies mayores y elevadas tasas de transferencia de calor en un volumen pequeño; sin embargo es más susceptible a contaminarse. Posteriormente la solución rica es llevada a la presión de operación de la regeneradora (generalmente entre 1.2bar y 2bar), que es una columna de fraccionamiento con platos o empacada, unida a un condensador que generalmente emplea agua o aire como medio de enfriamiento y a un calentador. Convencionalmente, la columna de fraccionamiento esta provista con 20 platos; los cuales se deben instrumentar para monitorear la presión diferencial a través de los mismos; pues incrementos bruscos en la presión diferencial (? p entre platos) indican la formación de espuma; mientras incrementos mas leves indican contaminación o taponamiento en los platos. Se puede instalar en el tope una sección de niebla para reducir las pérdidas de amina causada por arrastre físico. A la salida del regenerador la solución rica ingresa a un calentador el cual es un recipiente que consta de intercambiadores de calor (se emplea aceite caliente o vapor como medio de la calefacción). La función del calentador es calentar la solución rica y producir la energía necesaria para invertir la reacción química y liberar el gas ácido de la solución de amina; la eficiencia de remoción del gas ácido es controlada con el reflujo por sobrecalentamiento.

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Generalmente el calentador es de tipo caldera, donde la temperatura de salida de la solución regenerada es función única de la presión de operación y de la cantidad de amina. El calentador es controlado por la tasa de calefacción (vapor o aceite caliente) y la temperatura de la superficie de la tubería de intercambio de calor < 45°C para evitar que la amina se degrade. Las dimensiones del equipo deben proporcionar espacios adecuados para tener una buena circulación natural y permitir el depósito de desechos. El volumen de vapor en el recipiente debe ser acorde con el nivel de líquido para evitar arrastres de la solución de aminas. En algunos casos el calentador es de fuego directo, de ser así, se deben tomar precauciones para evitar el sobrecalentamiento local de la solución, lo cual favorece a la formación de los subproductos corrosivos y a la excesiva vaporización de amina. La solución regenerada proveniente del calentador (en su punto de ebullición a la presión de la regeneradora) a temperatura generalmente entre 110°C y 130°C, es conducida de regreso al intercambiador de calor amina/amina. El producto desalojado por el tope de la regeneradora es una mezcla de vapor de agua/gases no hidrocarburos. Esta corriente es manejada por un condensador, en donde el vapor es condensado para generar un reciclo para la regeneradora, utilizando agua o aire como medio de enfriamiento y es típicamente un intercambiador de calor de tipo tubo/carcaza o de tipo aereo-enfriador. Para recolectar el agua condensada y la corriente de gas ácido proveniente del condensador se instala un recipiente de reflujo. La corriente de gas ácido es dirigida al sistema de disposición para estos gases; mientras el agua es bombeada (generalmente con dos bombas de reflujo: una en operación y otra en espera) al tope del regenerador. Para que el proceso sea eficiente generalmente se utilizan relaciones de reflujo entre 0.9/1 a 3/1mol de agua por mol de gas ácido. Generalmente el recipiente de reflujo es un tambor vertical u horizontal equipado con elementos de niebla y en donde la temperatura debe mantenerse tan baja como sea posible reducir al mínimo la concentración de amina y el arrastre de agua a las instalaciones subsecuentes. Asimismo, es conveniente instalar equipos para el manejo de nata que puede formarse en la superficie del nivel de líquido ¨Oil skimming¨. La temperatura de la solución pobre que sale del intercambiador amina/amina debe ser lo bastante baja con respecto a la temperatura de entrada del gas de alimentación. Altas temperaturas en la solución pobre darán lugar a una ineficiente absorción de gases ácidos y

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mayor perdida de agua (mayor temperatura del gas tratado), es por ello que para garantizar el buen funcionamiento del proceso se debe disponer de un enfriador para la solución pobre (agua o aire se utiliza como medio refrigerante); lo cual requerirá a su vez de bombas para enviar la solución pobre enfriada hasta el absorbedor. En unidades de gran capacidad, el sistema de bombeo de amina puede incluir primero un sistema de compresión y posteriormente arreglos de bombas de circulación que pueden ser accionadas por motores eléctricos o turbinas (de gas o vapor). Las impurezas sólidas como el óxido de hierro, arena y polvo de las tuberías deben ser retiradas de la solución, a fin de prevenir la erosión y la espuma; por lo tanto la filtración de la solución es obligatoria. Un filtro mecánico (filtro principal) es normalmente colocado en la corriente de solución pobre que va al absorbedor después de salir del intercambiador amina/amina. Para garantizar un contenido de sólidos en la solución de amina pobre